RU2803363C1 - Method for natural gas liquefaction - Google Patents
Method for natural gas liquefaction Download PDFInfo
- Publication number
- RU2803363C1 RU2803363C1 RU2022131884A RU2022131884A RU2803363C1 RU 2803363 C1 RU2803363 C1 RU 2803363C1 RU 2022131884 A RU2022131884 A RU 2022131884A RU 2022131884 A RU2022131884 A RU 2022131884A RU 2803363 C1 RU2803363 C1 RU 2803363C1
- Authority
- RU
- Russia
- Prior art keywords
- natural gas
- heat exchanger
- mixed refrigerant
- cooling
- flow
- Prior art date
Links
Abstract
Description
Способ сжижения природного газа предназначен для производства сжиженного природного газа (далее - СПГ), обеспечивающего регулирование качества вырабатываемого СПГ и может быть использован на предприятиях газоперерабатывающей промышленности.The natural gas liquefaction method is intended for the production of liquefied natural gas (hereinafter referred to as LNG), which ensures regulation of the quality of the produced LNG and can be used at gas processing industry enterprises.
Процесс переработки природного газа в сжиженный газ в значительной степени зависит от свойств сырого газа, наличия в нем различных нежелательных примесей (H2O, CO2, H2S, Hg, N2, Не, OCS, пропилмеркаптана и т.д.) и тяжелых углеводородов (далее - ТУВ). Подготовка сырого газа на газоперерабатывающих предприятиях включает очистку от примесей с последующим компримированием и криогенной переработкой, являющейся высокоэнергозатратным процессом. Считается, что на модуль сжижения газа приходится 45% капитальных затрат всего завода по производству СПГ, что составляет 25-35% всех затрат проекта и до 50% последующих эксплуатационных затрат (О.В. Крюков. Развитие технологий производства сжиженного природного газа. Химическая техника - 2015, №1). Технологии сжижения основаны на использовании холодильных циклов, в которых хладагент посредством последовательного расширения и сжатия охлаждает встречный поток природного газа. Большинство современных технологий сжижения газа предполагает использование нескольких холодильных циклов, поскольку при этом более совершенен процесс конденсации природного газа. В крупнотоннажных технологических процессах сжижение природного газа осуществляется двумя способами: каскадным (каскад «пропан - этилен - метан») или замкнутыми холодильными циклами с использованием смешанных хладагентов. Более 80% действующих заводов по производству СПГ применяют смешанный хладагент с предварительным пропановым охлаждением (C3MR), четверть из них приходится на модификации данной технологии (АР-Х и технологию Split MR). (В.В. Василевич и др. Сравнительный анализ современных технологий крупнотоннажного производства сжиженного природного газа. Газовая промышленность - 2017, №9, 757). Выбор способа сжижения природного газа определяется исходным составом природного газа. Все современные технологии сжижения используют потенциал природных хладагентов, таких как вода или воздух в зависимости от территориального расположения предприятий.The process of processing natural gas into liquefied gas largely depends on the properties of the raw gas, the presence of various undesirable impurities in it (H 2 O, CO 2 , H 2 S, Hg, N 2 , He, OCS, propyl mercaptan, etc.) and heavy hydrocarbons (hereinafter - HHC). The preparation of raw gas at gas processing plants includes purification from impurities followed by compression and cryogenic processing, which is a highly energy-intensive process. It is believed that the gas liquefaction module accounts for 45% of the capital costs of the entire LNG production plant, which is 25-35% of all project costs and up to 50% of subsequent operating costs (O.V. Kryukov. Development of technologies for the production of liquefied natural gas. Chemical engineering - 2015, No. 1). Liquefaction technologies are based on the use of refrigeration cycles in which the refrigerant, through sequential expansion and compression, cools the counter flow of natural gas. Most modern gas liquefaction technologies involve the use of several refrigeration cycles, since this improves the process of condensation of natural gas. In large-scale technological processes, natural gas is liquefied in two ways: cascade (propane-ethylene-methane cascade) or closed refrigeration cycles using mixed refrigerants. More than 80% of operating LNG plants use mixed refrigerant with propane pre-cooling (C 3 MR), a quarter of which are modifications of this technology (AP-X and Split MR technology). (V.V. Vasilevich et al. Comparative analysis of modern technologies for large-scale production of liquefied natural gas. Gas industry - 2017, No. 9, 757). The choice of method for liquefying natural gas is determined by the initial composition of natural gas. All modern liquefaction technologies use the potential of natural refrigerants such as water or air, depending on the territorial location of the enterprises.
Известен объединенный многоконтурный способ охлаждения для сжижения газа, включающий охлаждение подаваемого газового потока последовательно, по меньшей мере, в двух зонах теплообмена для обеспечения сжиженного продукта, в котором охлаждение потока подаваемого газа обеспечивают посредством испаряющихся хладагентов. Хладагент в диапазоне самых холодных температур только частично испаряют в самой холодной зоне теплообмена, чтобы получить частично испаренный хладагент. Осуществляют рециркуляцию частично испаренного хладагента в процессе рециркуляционного охлаждения, который включает стадии дополнительного испарения частично испаренного хладагента в зоне дополнительного теплообмена при температурах выше самой высокой температуры в самой холодной зоне теплообмена, сжатия дополнительно испаренного хладагента и охлаждения потока сжатого хладагента, чтобы получить самый холодный хладагент. Весь поток сжатого хладагента охлаждают посредством стадий охлаждения всего потока сжатого хладагента в зоне дополнительного теплообмена посредством косвенного теплообмена с дополнительно испаряющимся частично испаренным хладагентом или охлаждения всего потока сжатого хладагента в зоне теплообмена, предшествующей самой холодной зоне теплообмена, посредством косвенного теплообмена с соответствующим испаряющимся хладагентом, дополнительного охлаждения сжатого хладагента в зоне дополнительного теплообмена посредством косвенного теплообмена с частично испаренным хладагентом (патент на изобретение RU 2307990, МПК F25J 1/02, заявлен 16.03.2004 г., опубликован 10.10.2007 г.). Недостатками изобретения являются:A combined multi-circuit cooling method for liquefying gas is known, including cooling the supplied gas stream sequentially in at least two heat exchange zones to provide a liquefied product, in which cooling of the supplied gas stream is provided by means of evaporating refrigerants. The refrigerant in the coldest temperature range is only partially evaporated in the coldest heat exchange zone to obtain a partially evaporated refrigerant. The partially evaporated refrigerant is recirculated in a recirculation cooling process, which includes the stages of additional evaporation of the partially evaporated refrigerant in the additional heat exchange zone at temperatures above the highest temperature in the coldest heat exchange zone, compression of the additional evaporated refrigerant, and cooling of the compressed refrigerant stream to obtain the coldest refrigerant. The entire compressed refrigerant stream is cooled by the steps of cooling the entire compressed refrigerant stream in an additional heat exchange zone through indirect heat exchange with an additional evaporating partially evaporated refrigerant or cooling the entire compressed refrigerant stream in a heat exchange zone preceding the coldest heat exchange zone through indirect heat exchange with a corresponding evaporating refrigerant additional cooling of the compressed refrigerant in the additional heat exchange zone through indirect heat exchange with partially evaporated refrigerant (invention patent RU 2307990, IPC F25J 1/02, declared 03/16/2004, published 10/10/2007). The disadvantages of the invention are:
• применение многоконтурных схем сжижения, сопровождающихся большим количеством используемого дорогостоящего динамического оборудования;• the use of multi-circuit liquefaction schemes, accompanied by a large number of expensive dynamic equipment;
• использование газожидкостного потока для охлаждения в последовательно расположенном оборудовании требует соблюдения определенных гидродинамических условий течения среды, что в свою очередь может сильно ограничить диапазон работы установки.• the use of a gas-liquid flow for cooling in sequentially located equipment requires compliance with certain hydrodynamic conditions of the flow of the medium, which in turn can greatly limit the operating range of the installation.
Известен также комбинированный цикл сжижения газа, использующий множество детандеров, включающий охлаждение исходного газа первой холодильной системой в первой теплообменной зоне и отведение по существу сжиженного исходного потока из нее; при этом выполняют дальнейшее охлаждение по существу сжиженного исходного потока во второй теплообменной зоне за счет косвенного теплообмена с одним или несколькими потоками расширенного с совершением работы хладагента, обеспечиваемыми второй холодильной системой, и охлажденный в еще большей степени по существу сжиженный исходный поток отводят из нее. По меньшей мере, один поток из числа одного или нескольких потоков расширенного с совершением работы хладагента обеспечивают сжатием одного или нескольких паров хладагента, чтобы обеспечить поток сжатого хладагента; при этом охлаждают весь, или его часть, поток сжатого хладагента в третьей теплообменной зоне, чтобы обеспечить поток охлажденного сжатого хладагента; и расширяют с совершением работы поток охлажденного сжатого хладагента, чтобы обеспечить один поток из числа одного или нескольких потоков расширенного с совершением работы хладагента. Расход потока расширенного с совершением работы хладагента во второй теплообменной зоне меньше совокупного расхода одного или нескольких потоков расширенного с совершением работы хладагента в третьей теплообменной зоне; либо дополнительный цикл охлаждения обеспечивают для третьей теплообменной зоны третьей холодильной системой. Использование изобретения позволит повысить КПД и эксплуатационную гибкость процессов сжижения газа (патент на изобретение RU 2331826, МПК F25J 1/062, заявлен 14.09.2004 г., опубликован 20.08.2008 г.). Недостатками изобретения являются:Also known is a combined gas liquefaction cycle using a plurality of expanders, comprising cooling the feed gas by a first refrigeration system in a first heat exchange zone and removing the substantially liquefied feed stream therefrom; wherein the substantially liquefied feed stream is further cooled in the second heat exchange zone by indirect heat exchange with one or more work-expanded refrigerant streams provided by the second refrigeration system, and the further cooled substantially liquefied feed stream is removed therefrom. At least one of the one or more work-expanded refrigerant streams is provided by compressing one or more refrigerant vapors to provide a compressed refrigerant stream; wherein all or a portion thereof of the compressed refrigerant stream is cooled in the third heat exchange zone to provide a flow of cooled compressed refrigerant; and work-expanding the cooled, compressed refrigerant stream to provide one stream of one or more work-expanded refrigerant streams. The flow rate of the refrigerant expanded to perform work in the second heat exchange zone is less than the total flow rate of one or more flows of the refrigerant expanded to perform work in the third heat exchange zone; or an additional cooling cycle is provided for the third heat exchange zone by a third refrigeration system. The use of the invention will improve the efficiency and operational flexibility of gas liquefaction processes (invention patent RU 2331826, IPC F25J 1/062, declared 09/14/2004, published 08/20/2008). The disadvantages of the invention are:
• обеспечение определенного фазового равновесия на этапе компримирования и воздушного и/или водяного охлаждения потоков смешанного хладагента в данном изобретении не рассматривается;• ensuring a certain phase equilibrium at the stage of compression and air and/or water cooling of mixed refrigerant flows is not considered in this invention;
• охлаждение исходного газа первой холодильной системой в первой теплообменной зоне и отведение по существу сжиженного исходного потока из нее приводит к конденсации всех углеводородов исходного газа, что приводит к потере ТУВ природного газа, являющихся ценным сырьем нефтехимии и газохимии.• cooling of the feed gas by the first refrigeration system in the first heat exchange zone and removal of the substantially liquefied feed stream from it leads to condensation of all hydrocarbons in the feed gas, which leads to the loss of natural gas hydrocarbons, which are valuable raw materials for petrochemical and gas chemistry.
Наиболее близким к заявляемому изобретению является способ сжижения газа, заключающийся в том, что предварительно очищенный и осушенный природный газ охлаждают и конденсируют в теплообменнике предварительного охлаждения до температуры минус 52-54°С, затем сепарируют, отделяя жидкую этановую фракцию, которую направляют на фракционирование, а газовый поток с первого сепаратора последовательно охлаждают в теплообменнике сжижения до температуры минус 120-125°С, переохлаждают газообразным азотом в теплообменнике переохлаждения до температуры минус 150-160°С, давление переохлажденного СПГ снижают в жидкостном детандере до 0,11-0,13 МПа, и переохлажденный СПГ направляют на сепарирование, после чего сжижаемый газ направляют в емкость хранения СПГ, отсепарированный газ направляют в систему топливного газа, смешанный хладагент, состоящий из азота, метана, этана, пропана, бутана и пентана, из теплообменника предварительного охлаждения компримируют до давления от 3,0 до 3,1 МПа, охлаждая до температуры 26-30°С и разделяют в сепараторах на потоки тяжелого жидкого хладагента и легкого газообразного смешанного хладагента, причем потоки тяжелого жидкого хладагента подают насосами для смешения с тяжелым жидким хладагентом из последнего сепаратора, потоки тяжелого жидкого смешанного хладагента и легкого газообразного смешанного хладагента направляют для охлаждения до температуры минус 52-54°С за счет подачи обратного смешанного потока низкого давления тяжелого и легкого смешанного хладагента, затем тяжелый жидкий смешанный хладагент переохлаждают в теплообменнике предварительного охлаждения, дросселируют до давления 0,25-0,27 МПа и подают вместе с легким смешанным хладагентом, направленным из теплообменника сжижения, для охлаждения трубных потоков теплообменника предварительного охлаждения, легкий смешанный хладагент конденсируют и последовательно переохлаждают в теплообменнике предварительного охлаждения и теплообменнике сжижения, переохлажденный сжиженный легкий смешанный хладагент, полученный на выходе теплообменника сжижения, направляют на дросселирование до давления 0,25-0,27 МПа и далее на охлаждение его трубных потоков, газообразный азот низкого давления из теплообменника азотного цикла последовательно компримируют в компрессоре турбодетандера до давления 1,2-1,4 МПа и в компрессорах азотного цикла до давления 3,5-3,7 МПа, охлаждают в воздушных охладителях до температуры 26-30°С, и в теплообменнике азотного цикла до температуры минус 107-109°С за счет обратного потока азотного хладагента низкого давления, затем азот расширяют до давления 0,8-1,0 МПа и направляют для переохлаждения потока СПГ в теплообменник переохлаждения, затем рекуперативно нагревают в теплообменнике азотного цикла до температуры 22-24°С потоком азота высокого давления и возвращают на всас компрессора турбодетандерного агрегата (патент на изобретение RU 2538192, МПК F25J 1/00, заявлен 07.11.2013 г., опубликован 10.01.2015 г.). Недостатками изобретения являются:The closest to the claimed invention is a method of gas liquefaction, which consists in the fact that pre-purified and dried natural gas is cooled and condensed in a pre-cooling heat exchanger to a temperature of minus 52-54 ° C, then separated, separating the liquid ethane fraction, which is sent for fractionation, and the gas stream from the first separator is sequentially cooled in a liquefaction heat exchanger to a temperature of minus 120-125°C, supercooled with gaseous nitrogen in a subcooling heat exchanger to a temperature of minus 150-160°C, the pressure of supercooled LNG is reduced in a liquid expander to 0.11-0.13 MPa, and the supercooled LNG is sent for separation, after which the liquefied gas is sent to the LNG storage tank, the separated gas is sent to the fuel gas system, the mixed refrigerant consisting of nitrogen, methane, ethane, propane, butane and pentane is compressed from the pre-cooling heat exchanger to pressure from 3.0 to 3.1 MPa, cooling to a temperature of 26-30°C and separated in separators into streams of heavy liquid refrigerant and light gaseous mixed refrigerant, and the streams of heavy liquid refrigerant are supplied by pumps for mixing with the heavy liquid refrigerant from the last separator , the flows of heavy liquid mixed refrigerant and light gaseous mixed refrigerant are directed to be cooled to a temperature of minus 52-54°C by supplying a low pressure reverse mixed flow of heavy and light mixed refrigerant, then the heavy liquid mixed refrigerant is supercooled in the pre-cooling heat exchanger, throttled to pressure 0.25-0.27 MPa and supplied together with the light mixed refrigerant sent from the liquefaction heat exchanger to cool the pipe flows of the pre-cooling heat exchanger, the light mixed refrigerant is condensed and sequentially subcooled in the pre-cooling heat exchanger and the liquefaction heat exchanger, the subcooled liquefied light mixed refrigerant, obtained at the output of the liquefaction heat exchanger is sent for throttling to a pressure of 0.25-0.27 MPa and then for cooling its pipe flows, low-pressure nitrogen gas from the nitrogen cycle heat exchanger is sequentially compressed in the turboexpander compressor to a pressure of 1.2-1.4 MPa and in nitrogen cycle compressors to a pressure of 3.5-3.7 MPa, cooled in air coolers to a temperature of 26-30 ° C, and in a nitrogen cycle heat exchanger to a temperature of minus 107-109 ° C due to the reverse flow of low-pressure nitrogen refrigerant, then the nitrogen is expanded to a pressure of 0.8-1.0 MPa and sent to supercool the LNG stream into the subcooling heat exchanger, then recuperatively heated in the nitrogen cycle heat exchanger to a temperature of 22-24°C with a high-pressure nitrogen flow and returned to the suction of the compressor of the turboexpander unit (patent for invention RU 2538192, IPC F25J 1/00, declared 07.11.2013, published 10.01.2015). The disadvantages of the invention are:
• рекомендуемый диапазон температуры минус 52-54°С, при которой предварительно очищенный и осушенный природный газ охлаждают и конденсируют в теплообменнике предварительного охлаждения, является частным режимным показателем и может быть применен только к определенному (и не охарактеризованному в патенте) составу исходного природного газа;• the recommended temperature range of minus 52-54°C, at which pre-purified and dried natural gas is cooled and condensed in a pre-cooling heat exchanger, is a private operating indicator and can only be applied to a certain (and not characterized in the patent) composition of the original natural gas;
• не определена доля конденсации природного газа в СПГ, так как часть метана уходит в широкую фракцию легких углеводородов, которую представляет собой конденсат, отводимый из сепаратора.• the share of natural gas condensation in LNG has not been determined, since part of the methane goes into a wide fraction of light hydrocarbons, which is condensate removed from the separator.
Также недостатком данного способа получения СПГ является важный негативный фактор - высокая вероятность попадания в СПГ углеводородов, которые в условиях выработки СПГ могут кристаллизоваться при превышении их содержания выше предела растворимости. Поэтому в СПГ регламентируется концентрация некоторых ТУВ, кристаллизующихся в области низких температур. Данные по допустимой концентрации ТУВ в СПГ приведены в таблице 1.Also, a disadvantage of this method of producing LNG is an important negative factor - the high probability of hydrocarbons entering the LNG, which, under the conditions of LNG production, can crystallize if their content exceeds the solubility limit. Therefore, the concentration of certain hydrocarbons that crystallize at low temperatures in LNG is regulated. Data on the permissible concentration of hydrocarbons in LNG are given in Table 1.
При кристаллизации ТУВ происходит их осаждение в среде охлаждаемого и СПГ, в теплообменной аппаратуре с уменьшением коэффициента теплопередачи, клапанах с нарушением режима их работы, застойных зонах резервуаров и трубопроводов газоперерабатьшающих предприятий, а также при дальнейшей транспортировке СПГ в танкерах-газовозах.During the crystallization of hydrocarbons, they are deposited in the cooled and LNG environment, in heat exchange equipment with a decrease in the heat transfer coefficient, in valves with a violation of their operating mode, in stagnant zones of tanks and pipelines of gas processing enterprises, as well as during further transportation of LNG in gas tankers.
Так, например, при производстве СПГ по прототипу (патент на изобретение RU 2538192) предусматривается охлаждение и конденсация очищенного и осушенного природного газа в теплообменнике предварительного охлаждения до температуры минус 52-54°С, затем сепарация газа с отделением жидкой этановой фракции и последующим последовательным охлаждением отсепарированного газа в теплообменнике сжижения до температуры минус 120-125°С и переохлаждения его газообразным азотом в теплообменнике переохлаждения до температуры минус 150-160°С. Указанный температурный режим в зоне сепарации минус 52-54°С является ограниченно пригодным в части удаления компонентов ТУВ до требуемого содержания для широкого диапазона состава сырьевого природного газа.For example, in the production of LNG according to the prototype (invention patent RU 2538192), it is provided for the cooling and condensation of purified and dried natural gas in a pre-cooling heat exchanger to a temperature of minus 52-54°C, then gas separation with separation of the liquid ethane fraction and subsequent sequential cooling separated gas in a liquefaction heat exchanger to a temperature of minus 120-125°C and supercooling it with gaseous nitrogen in a supercooling heat exchanger to a temperature of minus 150-160°C. The specified temperature regime in the separation zone of minus 52-54°C is limitedly suitable in terms of removing fuel oil components to the required content for a wide range of composition of raw natural gas.
Задачей заявляемого изобретения является разработка способа сжижения природного газа, при котором в СПГ будут практически отсутствовать тяжелые кристаллизируемые парафиновые и ароматические углеводороды, снижающие его качество и приводящие к рискам нарушения технологии производства СПГ.The objective of the claimed invention is to develop a method for liquefying natural gas, in which the LNG will be virtually free of heavy crystallizable paraffin and aromatic hydrocarbons, which reduce its quality and lead to risks of disruption of the LNG production technology.
Поставленная задача решается за счет того, что в способе сжижения природного газа, предварительно очищенного и осушенного, включающем процедуры:The problem is solved due to the fact that in the method of liquefying natural gas, previously purified and dried, including the procedures:
а) предварительного охлаждения природного газа общим потоком легкого и тяжелого смешанного хладагента в теплообменнике предварительного охлаждения;a) pre-cooling of natural gas with a common flow of light and heavy mixed refrigerant in a pre-cooling heat exchanger;
б) сепарации предварительно охлажденного природного газа с отделением углеводородного конденсата;b) separation of pre-cooled natural gas with separation of hydrocarbon condensate;
в) сжижения предварительно охлажденного и отсепарированного природного газа потоком легкого смешанного хладагента в теплообменнике сжижения;c) liquefaction of pre-cooled and separated natural gas with a flow of light mixed refrigerant in a liquefaction heat exchanger;
г) переохлаждения природного газа азотом в теплообменнике переохлаждения;d) subcooling of natural gas with nitrogen in a subcooling heat exchanger;
д) дросселирования переохлажденного сжиженного природного газа;e) throttling of supercooled liquefied natural gas;
е) хранения СПГ;f) LNG storage;
ж) компримирования общего потока смешанного хладагента, поступающего от теплообменника предварительного охлаждения, по меньшей мере в две стадии с промежуточным охлаждением в воздушных и/или водяных холодильниках и разделением в системе сепараторов на потоки тяжелого жидкого смешанного хладагента и легкого газообразного смешанного хладагента;g) compressing the total mixed refrigerant stream coming from the pre-cooling heat exchanger in at least two stages with intermediate cooling in air and/or water coolers and separation in a separator system into streams of heavy liquid mixed refrigerant and light gaseous mixed refrigerant;
з) переохлаждения потока тяжелого смешанного хладагента в теплообменнике предварительного охлаждения за счет подачи обратного смешанного потока низкого давления тяжелого и легкого смешанного хладагента, дросселирования и подачи потока тяжелого смешанного хладагента в теплообменник предварительного охлаждения в качестве хладагента вместе с легким смешанным хладагентом, направленным из теплообменника сжижения;h) subcooling the heavy mixed refrigerant flow in the pre-cooling heat exchanger by supplying a reverse low-pressure mixed flow of heavy and light mixed refrigerant, throttling and feeding the heavy mixed refrigerant flow into the pre-cooling heat exchanger as a refrigerant along with the light mixed refrigerant directed from the liquefaction heat exchanger;
и) охлаждения потока легкого газообразного смешанного хладагента в теплообменнике предварительного охлаждения за счет подачи обратного смешанного потока низкого давления тяжелого и легкого смешанного хладагента, конденсации и переохлаждения потока легкого газообразного смешанного хладагента в теплообменнике сжижения за счет подачи обратного потока легкого смешанного хладагента низкого давления, дросселирования и подачи потока легкого смешанного хладагента в теплообменник сжижения в качестве хладагента;i) cooling the light gaseous mixed refrigerant flow in the pre-cooling heat exchanger by supplying a low-pressure mixed refrigerant return flow of heavy and light mixed refrigerant, condensing and subcooling the light gaseous mixed refrigerant flow in the liquefaction heat exchanger by supplying a low-pressure light mixed refrigerant return flow, throttling and supplying a light mixed refrigerant stream to the liquefaction heat exchanger as a refrigerant;
к) последовательного компримирования газообразного азота низкого давления из теплообменника азотного цикла в компрессоре турбодетандерного агрегата и в компрессорах азотного цикла, охлаждения в воздушных и/или водяных холодильниках и в теплообменнике азотного цикла за счет обратного потока азотного хладагента низкого давления, расширения потока охлажденного азота в детандере турбодетандерного агрегата, подачи для переохлаждения потока СПГ в теплообменник переохлаждения, нагрева в теплообменнике азотного цикла потоком азота высокого давления и приема на всас компрессора турбодетандерного агрегата;j) sequential compression of low-pressure nitrogen gas from the nitrogen cycle heat exchanger in the compressor of the turbo-expander unit and in nitrogen cycle compressors, cooling in air and/or water coolers and in the nitrogen cycle heat exchanger due to the return flow of low-pressure nitrogen refrigerant, expansion of the cooled nitrogen flow in the expander a turboexpander unit, supplying an LNG flow to the subcooling heat exchanger for subcooling, heating the nitrogen cycle in the heat exchanger with a high-pressure nitrogen flow and receiving the compressor suction of the turboexpander unit;
для удаления из состава природного газа компонентов ТУВ до допустимой величины, исключающей образование твердых частиц углеводородов в процедурах от в) до е), после выполнения процедуры а) предварительно охлажденный природный газ направляют в первый дополнительный рекуперативный теплообменник на доохлаждение потоком отсепарированного газа и затем перед выполнением процедуры б) дросселируют на клапане для обеспечения следующих термобарических параметров при сепарации:to remove fuel oil components from the composition of natural gas to an acceptable value, excluding the formation of solid particles of hydrocarbons in procedures from c) to e), after performing procedure a), pre-cooled natural gas is sent to the first additional recuperative heat exchanger for additional cooling with a flow of separated gas and then before performing procedures b) throttle the valve to ensure the following thermobaric parameters during separation:
- давление в диапазоне от 3,0 до 5,5 МПа с условием обеспечения значения ниже псевдокритического давления смеси компонентов сырьевого природного газа;- pressure in the range from 3.0 to 5.5 MPa with the condition of ensuring a value below the pseudocritical pressure of the mixture of components of raw natural gas;
- температуры в диапазоне от минус 60 до минус 85°С с условием обеспечения значения в диапазоне 85-105% от псевдокритической температуры смеси компонентов сырьевого природного газа, соответствующей конденсации ТУВ.- temperatures in the range from minus 60 to minus 85°C with the condition of ensuring a value in the range of 85-105% of the pseudocritical temperature of the mixture of raw natural gas components, corresponding to the condensation of fuel oil.
Природный углеводородный газ в технологической цепочке производства СПГ последовательно изменяет значения физических параметров от высокого давления и высокой (относительно) температуры до минус 160-152°С и почти атмосферного давления. Входящие в состав природного газа ТУВ при конденсации и дальнейшем охлаждении кристаллизуются с негативными последствиями для производства и качества СПГ. В связи этим необходимо выбрать реперные точки, позволяющие определять зону технологического режима производства СПГ, в которой будет осуществляться удаление ТУВ из природного газа любого состава простейшим и достаточно дешевым путем. В качестве таких реперных точек предлагается использовать псевдокритические температуру и давление сырьевого природного газа, которые являются информационно насыщенными характеристиками природного газа:Natural hydrocarbon gas in the technological chain of LNG production consistently changes the values of physical parameters from high pressure and high (relatively) temperature to minus 160-152°C and almost atmospheric pressure. The hydrocarbons contained in natural gas crystallize during condensation and further cooling, with negative consequences for the production and quality of LNG. In this regard, it is necessary to select reference points that make it possible to determine the zone of the technological regime of LNG production in which the removal of hydrocarbons from natural gas of any composition will be carried out in the simplest and cheapest way. It is proposed to use the pseudocritical temperature and pressure of raw natural gas as such reference points, which are information-rich characteristics of natural gas:
• псевдокритические температура и давление легко рассчитываются для природного газа любого состава по распространенным справочным данным для индивидуальных компонентов;• pseudocritical temperature and pressure are easily calculated for natural gas of any composition using common reference data for individual components;
• псевдокритическая температура ТПК также показывает, что в большинстве случаев при температуре газового потока несколько ниже ТПК можно подобрать такое давление меньшее псевдокритического, которое позволит сконденсировать небольшую часть углеводородного газа, в которую перейдут удаляемые ТУВ.• pseudocritical temperature TPC also shows that in most cases, at a gas flow temperature slightly lower than TPC, it is possible to select a pressure less than the pseudocritical one, which will allow condensation of a small part of the hydrocarbon gas, into which the removed hydrocarbons will pass.
Необходимые значения температуры и давления газа в сепараторе можно обеспечить за счет охлаждения в первом дополнительном рекуперативном теплообменнике потоком отсепарированного газа и дальнейшего дросселирования охлажденного сжатого природного газа на клапане, и далее в сепараторе после отделения жидкой фазы, куда равновесно перейдет большая часть ТУВ, природный газ приобретает качество, необходимое для производства СПГ. Так как ТУВ попадают в сепаратор в относительно «теплую» жидкую фазу, то они при этом не кристаллизуются и опасность забивки и загрязнения аппаратуры и клапанов исключается.The required values of temperature and gas pressure in the separator can be achieved by cooling in the first additional recuperative heat exchanger with a flow of separated gas and further throttling of the cooled compressed natural gas at the valve, and then in the separator after separation of the liquid phase, where most of the fuel oil will move in equilibrium, natural gas acquires quality required for LNG production. Since the fuel oil enters the separator in a relatively “warm” liquid phase, they do not crystallize and the risk of clogging and contamination of equipment and valves is eliminated.
К ТУВ, содержание которых в подаваемом на сжижение природном газе ограничивается, следует отнести углеводороды С6 и выше, а также бензол, толуол и ксилолы, имеющие ограничения по растворимости в производимом СПГ и способные кристаллизироваться при низких температурах и осаждаться в застойных зонах криогенного оборудования.THC, the content of which in the natural gas supplied for liquefaction is limited, includes hydrocarbons C 6 and higher , as well as benzene, toluene and xylenes, which have limited solubility in the produced LNG and can crystallize at low temperatures and precipitate in stagnant zones of cryogenic equipment.
Необходимо для обеспечения термобарических параметров при сепарации, чтобы давление сырьевого природного газа на входе в теплообменник предварительного охлаждения было выше давления в зоне сепарации как минимум на величину гидравлического сопротивления системы до зоны сепарации.To ensure thermobaric parameters during separation, it is necessary that the pressure of the raw natural gas at the inlet of the pre-cooling heat exchanger is higher than the pressure in the separation zone by at least the amount of hydraulic resistance of the system up to the separation zone.
Необходимо также в том случае, когда охлаждения природного газа в первом дополнительном рекуперативном теплообменнике потоком отсепарированного газа недостаточно для обеспечения необходимых термобарических параметров при сепарации, то природный газ после первого дополнительного рекуперативного теплообменника перед дросселированием на клапане доохлаждают во втором дополнительном теплообменнике потоком азота, поступающим из реализованного в процедуре к) азотного цикла после детандера.It is also necessary in the case when the cooling of natural gas in the first additional recuperative heat exchanger with the flow of separated gas is not enough to ensure the necessary thermobaric parameters during separation, then the natural gas after the first additional recuperative heat exchanger, before throttling on the valve, is additionally cooled in the second additional heat exchanger with a flow of nitrogen coming from the sold in procedure j) of the nitrogen cycle after the expander.
Целесообразно углеводородный конденсат, выделенный из природного газа при выполнении процедуры б), подвергать фракционированию с последовательным выделением метана, и/или этана, и/или пропана, и/или бутана, и/или изобутана, и/или пентана, или их смесей, используемых в качестве хладагентов и/или для регулирования калорийности получаемого СПГ, и/или тяжелого остатка, используемого в качестве топливного компонента и/или сырья газохимических предприятий.It is advisable to subject the hydrocarbon condensate isolated from natural gas during procedure b) to fractionation with the sequential release of methane, and/or ethane, and/or propane, and/or butane, and/or isobutane, and/or pentane, or mixtures thereof, used as refrigerants and/or to regulate the caloric content of the resulting LNG, and/or heavy residue used as a fuel component and/or raw material for gas chemical enterprises.
На фигуре 1 представлена принципиальная схема установки для реализации одного из возможных вариантов заявляемого способа с охлаждением природного газа до минус 68°С за счет доохлаждения в рекуперативном теплообменнике с разделением образующихся газовой и жидкой фаз в сепараторе с использованием следующих обозначений:Figure 1 shows a schematic diagram of an installation for implementing one of the possible variants of the proposed method with cooling of natural gas to minus 68°C due to additional cooling in a recuperative heat exchanger with separation of the resulting gas and liquid phases in a separator using the following notations:
101 - теплообменник предварительного охлаждения природного газа;101 - natural gas pre-cooling heat exchanger;
102 - теплообменник сжижения природного газа;102 - natural gas liquefaction heat exchanger;
103 - теплообменник переохлаждения СПГ;103 - LNG subcooling heat exchanger;
104 - рекуперативный теплообменник;104 - recuperative heat exchanger;
105, 106 - холодильники системы циркуляции смешанного хладагента;105, 106 - refrigerators of the mixed refrigerant circulation system;
107, 108, 109 - холодильники азотного цикла;107, 108, 109 - nitrogen cycle refrigerators;
110 - рекуперативный теплообменник азотного цикла;110 - recuperative heat exchanger of the nitrogen cycle;
111 - азотный доохладитель;111 - nitrogen aftercooler;
201 - сепаратор охлажденного природного газа;201 - cooled natural gas separator;
202, 203, 204 - сепараторы системы циркуляции смешанного хладагента;202, 203, 204 - separators of the mixed refrigerant circulation system;
205 - ректификационная колонна;205 - distillation column;
301, 302 - компрессоры системы циркуляции смешанного хладагента;301, 302 - compressors of the mixed refrigerant circulation system;
303, 304 - компрессоры азотного цикла;303, 304 - nitrogen cycle compressors;
305 - турбодетандерный агрегат азотного цикла;305 - nitrogen cycle turboexpander unit;
401-405 - регулирующие клапаны;401-405 - control valves;
501 - блок фракционирования;501 - fractionation unit;
1-43 - трубопроводы.1-43 - pipelines.
Установка согласно фигуре 1 функционирует следующем образом. Предварительно очищенный и осушенный природный газ с давлением 6,0 МПа (изб.) и температурой 20°С подается по трубопроводу 1 в трубный пучок теплообменника предварительного охлаждения природного газа 101, где противотоком к газу в межтрубном пространстве движется общий поток легкого и тяжелого смешанного хладагента, и далее с температурой минус 42°С поступает по трубопроводу 2 в рекуперативный теплообменник 104. После рекуперативного теплообменника 104 охлажденный до температуры минус 52°С поток природного газа поступает по трубопроводу 3 на регулирующий клапан 401, на котором дросселируется до давления 4,0 МПа (изб.) и с температурой минус 68°С поступает по трубопроводу 4 в сепаратор охлажденного природного газа 201. С нижней части сепаратора охлажденного природного газа 201 по трубопроводу 5 выводится углеводородный конденсат в блок фракционирования 501, а сверху по трубопроводу 6 отводится отсепарированный поток природного газа в рекуперативный теплообменник 104, после которого с температурой минус 58°С по трубопроводу 7 поступает в трубный пучок теплообменника сжижения природного газа 102, где происходит его конденсация за счет теплообмена с потоком легкого смешанного хладагента. После теплообменника сжижения природного газа 102 СПГ с температурой минус 120°С по трубопроводу 8 поступает в теплообменник переохлаждения СПГ 103 для переохлаждения до температуры минус 150°С потоком азота, поступающим по трубопроводу 38 от турбодетандерного агрегата азотного цикла 305. Далее поток переохлажденного СПГ по трубопроводу 9 выводится из теплообменника переохлаждения СПГ 103, дросселируется на регулирующим клапане 402 до давления 6 кПа (изб.) и с температурой минус 162°С выводится по трубопроводу 10 в резервуар хранения СПГ (на фигуре 1 не показано).The installation according to figure 1 functions as follows. Pre-cleaned and dried natural gas with a pressure of 6.0 MPa (g) and a temperature of 20°C is supplied through pipeline 1 to the tube bundle of the natural gas pre-cooling heat exchanger 101, where the total flow of light and heavy mixed refrigerant moves countercurrently to the gas in the annulus , and then with a temperature of minus 42°C enters through pipeline 2 into the recuperative heat exchanger 104. After the recuperative heat exchanger 104, the natural gas flow cooled to a temperature of minus 52°C is supplied through pipeline 3 to the control valve 401, where it is throttled to a pressure of 4.0 MPa (g) and with a temperature of minus 68°C enters the cooled natural gas separator 201 through pipeline 4. From the lower part of the cooled natural gas separator 201, hydrocarbon condensate is discharged through pipeline 5 into the fractionation unit 501, and the separated natural gas flow is discharged from the top through pipeline 6 gas into the recuperative heat exchanger 104, after which, at a temperature of minus 58°C, through pipeline 7 it enters the tube bundle of the liquefied natural gas heat exchanger 102, where it condenses due to heat exchange with the flow of light mixed refrigerant. After the natural gas liquefaction heat exchanger 102, LNG with a temperature of minus 120°C through pipeline 8 enters the supercooling heat exchanger LNG 103 for subcooling to a temperature of minus 150°C with a nitrogen flow coming through pipeline 38 from the nitrogen cycle turboexpander unit 305. Next, the flow of supercooled LNG through the pipeline 9 is removed from the LNG subcooling heat exchanger 103, throttled at the control valve 402 to a pressure of 6 kPa (g) and with a temperature of minus 162°C is discharged through pipeline 10 into the LNG storage tank (not shown in figure 1).
Общий поток смешанного хладагента с температурой минус 6°С выводится по трубопроводу 11 из межтрубного пространства теплообменника предварительного охлаждения природного газа 101 и пройдя сепаратор системы циркуляции смешанного хладагента 202 поступает по трубопроводу 12 на первую ступень компримирования в компрессор системы циркуляции смешанного хладагента 301, в котором происходит сжатие потока до давления 1,5 МПа (изб.), после чего часть потока по трубопроводу 13 направляется для охлаждения в холодильник системы циркуляции смешанного хладагента 105, откуда с температурой 28°С по трубопроводу 16 поступает в сепаратор системы циркуляции смешанного хладагента 203. Трубопровод 14 предназначен для отвода части потока в сепаратор системы циркуляции смешанного хладагента 202 в целях испарения жидкой фазы. С нижней части сепаратора системы циркуляции смешанного хладагента 203 по трубопроводу 22 выводится поток тяжелого жидкого смешанного хладагента, а сверху по трубопроводу 17 поток газообразного смешанного хладагента подается на вторую ступень компримирования в компрессор системы циркуляции смешанного хладагента 302 для сжатия до давления 4,5 МПа (изб.), после которого подается по трубопроводу 18 на охлаждение в холодильнике системы циркуляции смешанного хладагента 106 и с температурой 28°С по трубопроводу 19 поступает в сепаратор системы циркуляции смешанного хладагента 204, с нижней части которого поток жидкой фазы по трубопроводу 20 поступает на регулирующий клапан 405, откуда по трубопроводу 21 возвращается в сепаратор системы циркуляции смешанного хладагента 203, а сверху по трубопроводу 25 выводится поток легкого газообразного смешанного хладагента. Предусматривается отвод жидкой фазы от сепаратора системы циркуляции смешанного хладагента 202 по трубопроводу 15 (в данном примере поток не отводится).The total flow of mixed refrigerant with a temperature of minus 6°C is removed through pipeline 11 from the annulus of the natural gas pre-cooling heat exchanger 101 and, having passed through the separator of the mixed refrigerant circulation system 202, enters through pipeline 12 to the first compression stage in the compressor of the mixed refrigerant circulation system 301, in which compression of the flow to a pressure of 1.5 MPa (g), after which part of the flow through pipeline 13 is sent for cooling to the refrigerator of the mixed refrigerant circulation system 105, from where, at a temperature of 28 ° C, through pipeline 16 it enters the separator of the mixed refrigerant circulation system 203. Pipeline 14 is designed to divert part of the flow to the separator of the mixed refrigerant circulation system 202 in order to evaporate the liquid phase. From the bottom of the mixed refrigerant circulation system separator 203, a heavy liquid mixed refrigerant flow is discharged through line 22, and from the top, through line 17, a gaseous mixed refrigerant flow is supplied to the second compression stage in the mixed refrigerant circulation system compressor 302 for compression to a pressure of 4.5 MPa (g). .), after which it is supplied through pipeline 18 for cooling in the refrigerator of the mixed refrigerant circulation system 106 and with a temperature of 28 ° C through pipeline 19 enters the separator of the mixed refrigerant circulation system 204, from the bottom of which the flow of the liquid phase through pipeline 20 is supplied to the control valve 405, from where it is returned through line 21 to the separator of the mixed refrigerant circulation system 203, and from above through line 25 a stream of light gaseous mixed refrigerant is discharged. The liquid phase is provided to be diverted from the separator of the mixed refrigerant circulation system 202 through pipeline 15 (in this example the flow is not diverted).
Поток тяжелого жидкого смешанного хладагента по трубопроводу 22 подается на переохлаждение в трубный пучок теплообменника предварительного охлаждения природного газа 101, в котором охлаждается до температуры минус 42°С и далее по трубопроводу 23 поступает на регулирующий клапан 403, дросселируется до давления 0,4 МПа (изб.) и направляется по трубопроводу 24 в межтрубное пространство теплообменника предварительного охлаждения природного газа 101 в качестве хладагента вместе с легким смешанным хладагентом, поступающим по трубопроводу 29 из межтрубного пространства теплообменника сжижения природного газа 102.The flow of heavy liquid mixed refrigerant through pipeline 22 is supplied for subcooling to the tube bundle of the natural gas pre-cooling heat exchanger 101, in which it is cooled to a temperature of minus 42°C and then through pipeline 23 is supplied to the control valve 403, throttled to a pressure of 0.4 MPa (g). .) and is sent through pipeline 24 to the annulus of the natural gas pre-cooling heat exchanger 101 as a refrigerant along with the light mixed refrigerant supplied through pipeline 29 from the annulus of the natural gas liquefaction heat exchanger 102.
Поток легкого газообразного смешанного хладагента по трубопроводу 25 подается на охлаждение в трубный пучок теплообменника предварительного охлаждения природного газа 101, в котором охлаждается до температуры минус 42°С и далее по трубопроводу 26 поступает в трубный пучок теплообменника сжижения природного газа 102, в котором конденсируется и переохлаждается до температуры минус 120°С и далее по трубопроводу 27 поступает на регулирующий клапан 404, дросселируется до давления 0,4 МПа (изб.) и направляется по трубопроводу 28 в межтрубное пространство теплообменника сжижения природного газа 102 в качестве хладагента, выводится из межтрубного пространства по трубопроводу 29 и подается на смешение с потоком тяжелого смешанного хладагента низкого давления.The flow of light gaseous mixed refrigerant through pipeline 25 is supplied for cooling to the tube bundle of the natural gas pre-cooling heat exchanger 101, in which it is cooled to a temperature of minus 42°C and then through pipeline 26 enters the tube bundle of the natural gas liquefaction heat exchanger 102, in which it is condensed and supercooled to a temperature of minus 120°C and then through pipeline 27 it is supplied to control valve 404, throttled to a pressure of 0.4 MPa (g) and sent through pipeline 28 into the annulus of the natural gas liquefaction heat exchanger 102 as a refrigerant, removed from the annulus through pipeline 29 and is supplied for mixing with a flow of heavy mixed low-pressure refrigerant.
Поток газообразного азота низкого давления поступает по трубопроводу 30 из рекуперативного теплообменника азотного цикла 110 на компримирование до давления 1,1 МПа (изб.) в компрессорную часть турбодетандерного агрегата азотного цикла 305, откуда по трубопроводу 31 поток направляется для охлаждения в холодильник азотного цикла 107 до температуры 28°С и поступает по трубопроводу 32 на первую ступень компримирования в компрессор азотного цикла 303, в котором происходит сжатие потока до давления 2,2 МПа (изб.), далее поток по трубопроводу 33 направляется для охлаждения в холодильник азотного цикла 108 и с температурой 28°С по трубопроводу 34 поступает на вторую ступень компримирования в компрессор азотного цикла 304 для сжатия до давления 3,7 МПа (изб.) и затем по трубопроводу 35 в холодильник азотного цикла 109, после которого с температурой 28°С по трубопроводу 36 поступает на охлаждение до минус 108°С в рекуперативный теплообменник азотного цикла 110, откуда по трубопроводу 37 поток направляется на расширение в детандерную часть турбодетандерного агрегата азотного цикла 305 до 0,9 МПа (изб.) и с температурой минус 158°С по трубопроводу 38 подается в качестве хладагента в теплообменник переохлаждения СПГ 103. После теплообменника переохлаждения СПГ 103 поток азота низкого давления с температурой минус 127°С по трубопроводу 39 поступает в рекуперативный теплообменник азотного цикла 110 в качестве хладагента.A flow of low-pressure gaseous nitrogen enters through pipeline 30 from the recuperative heat exchanger of the nitrogen cycle 110 for compression to a pressure of 1.1 MPa (g) into the compressor part of the turboexpander unit of the nitrogen cycle 305, from where through pipeline 31 the flow is sent for cooling into the refrigerator of the nitrogen cycle 107 to temperature 28°C and enters through pipeline 32 to the first stage of compression into the nitrogen cycle compressor 303, in which the flow is compressed to a pressure of 2.2 MPa (g), then the flow through pipeline 33 is sent for cooling to the nitrogen cycle refrigerator 108 and with at a temperature of 28°C through pipeline 34 it enters the second stage of compression into the nitrogen cycle compressor 304 for compression to a pressure of 3.7 MPa (g) and then through pipeline 35 to the nitrogen cycle refrigerator 109, after which at a temperature of 28°C through pipeline 36 is supplied for cooling to minus 108°C to the recuperative heat exchanger of the nitrogen cycle 110, from where through pipeline 37 the flow is sent for expansion into the expander part of the turboexpander unit of the nitrogen cycle 305 to 0.9 MPa (g) and with a temperature of minus 158°C through pipeline 38 is supplied as a refrigerant to the LNG subcooling heat exchanger 103. After the LNG subcooling heat exchanger 103, a low-pressure nitrogen flow with a temperature of minus 127°C through pipeline 39 enters the recuperative nitrogen cycle heat exchanger 110 as a refrigerant.
На фигуре 2 представлена принципиальная схема установки для реализации еще одного из возможных вариантов заявляемого способа с охлаждением природного газа до минус 68°С за счет доохлаждения в рекуперативном теплообменнике 104 и азотном доохладителе 111 с разделением образующихся газовой и жидкой фаз в сепараторе охлажденного природного газа 201.Figure 2 shows a schematic diagram of the installation for implementing another of the possible variants of the proposed method with cooling of natural gas to minus 68°C due to after-cooling in the recuperative heat exchanger 104 and nitrogen after-cooler 111 with separation of the resulting gas and liquid phases in the cooled natural gas separator 201.
Установка согласно фигуре 2 функционирует аналогично установке, приведенной на фигуре 1, отличительной особенностью является подача по трубопроводу 42 потока предварительно охлажденного природного газа после рекуперативного теплообменника 104 в дополнительный азотный доохладитель 111, в который в качестве хладагента подается по трубопроводу 40 потока азота от детандерной части турбодетандерного агрегата азотного цикла 305 и по трубопроводу 41 выводится из азотного доохладителя 111. Охлажденный до требуемой температуры поток природного газа подается по трубопроводу 3 на регулирующий клапан 401 и далее по трубопроводу 4 в сепаратор охлажденного природного газа 201 с обеспечением требуемых условий проведения процесса сепарации.The installation according to figure 2 functions similarly to the installation shown in figure 1, a distinctive feature is the supply through pipeline 42 of a stream of pre-cooled natural gas after the recuperative heat exchanger 104 into an additional nitrogen aftercooler 111, into which a nitrogen stream is supplied as a refrigerant through pipeline 40 from the expander part of the turboexpander unit of the nitrogen cycle 305 and through pipeline 41 is removed from the nitrogen aftercooler 111. The natural gas flow, cooled to the required temperature, is supplied through pipeline 3 to the control valve 401 and then through pipeline 4 to the cooled natural gas separator 201 to ensure the required conditions for the separation process.
Эффективность и результативность заявляемого способа производства СПГ с удалением из него потенциально кристаллизирующихся углеводородов раскрывается в ряде примеров расчета изменения характеристик природного газа при его охлаждении и сепарировании на установке по фигуре 1.The efficiency and effectiveness of the proposed method for producing LNG with the removal of potentially crystallizing hydrocarbons from it is revealed in a number of examples of calculating changes in the characteristics of natural gas during its cooling and separation at the installation in Figure 1.
Пример 1. Выполнено математическое моделирование производства СПГ по прототипу (патент на изобретение RU 2538192), то есть рассчитан процесс, предусматривающий охлаждение и конденсацию очищенного и осушенного природного газа в теплообменнике предварительного охлаждения до температуры минус 52-54°С, затем сепарация газа с отделением жидкой фракции и последующим последовательным охлаждением отсепарированного газа в теплообменнике сжижения до температуры минус 120-125°С и переохлаждения его газообразным азотом в теплообменнике переохлаждения СПГ до температуры минус 150-160°С. В таблице 2 приведен состав исходного природного газа №1, состав природного газа, уходящего из сепаратора охлажденного природного газа 201 при температуре минус 54°С при различных давлениях газа на входе в сепаратор.Example 1. Mathematical modeling of LNG production was carried out using a prototype (patent for invention RU 2538192), that is, a process involving cooling and condensation of purified and dried natural gas in a pre-cooling heat exchanger to a temperature of minus 52-54°C was calculated, then gas separation with separation liquid fraction and subsequent sequential cooling of the separated gas in the liquefaction heat exchanger to a temperature of minus 120-125°C and its supercooling with gaseous nitrogen in the LNG subcooling heat exchanger to a temperature of minus 150-160°C. Table 2 shows the composition of the initial natural gas No. 1, the composition of the natural gas leaving the cooled natural gas separator 201 at a temperature of minus 54 ° C at various gas pressures at the inlet to the separator.
Как видно из таблицы 2, во всех случаях проведения процесса получения СПГ при режимах, рекомендованных прототипом, тяжелые углеводороды после проведения процесса сепарации в значительных количествах остаются в отсепарированном газе и затем переходят в состав СПГ. Это в полной мере относится к н-гептану, н-октану и бензолу, содержание которых в отсепарированном газе существенно выше допустимой величины, особенно опасен с позиций возможной кристаллизации н-октан. Аналогичные случаи создания условий кристаллизации тяжелых углеводородов наблюдались при расчете сепарации природного газа трех иных составов (№2, №3, №4) в рассмотренном диапазоне давлений.As can be seen from Table 2, in all cases of carrying out the LNG production process under the modes recommended by the prototype, heavy hydrocarbons after the separation process remain in significant quantities in the separated gas and then become part of the LNG. This fully applies to n-heptane, n-octane and benzene, the content of which in the separated gas is significantly higher than the permissible value; n-octane is especially dangerous from the standpoint of possible crystallization. Similar cases of creating conditions for the crystallization of heavy hydrocarbons were observed when calculating the separation of natural gas of three different compositions (No. 2, No. 3, No. 4) in the considered pressure range.
Пример 2. Выполнено математическое моделирование производства СПГ по заявляемому изобретению для углеводородного сырья №1 того же состава, что и в примере 1 и рассчитан процесс, в котором при выполнении процедуры а) предварительно очищенный и осушенный природный газ, охлаждают сначала в теплообменнике предварительного охлаждения смесью легкого и тяжелого хладагента, а затем в дополнительном теплообменнике охлаждают до околокритической температуры с целью анализа качества получаемого СПГ в условиях перехода кристаллизирующихся ТУВ в жидкую сепарируемую фазу (таблицы 3 и 4). В таблице 3 приведены значения псевдокритических параметров и составы для четырех образцов природного газа, в таблице 4 приведен детальный анализ состояния парожидкостной системы в сепараторе при околокритической температуре минус 68°С и различных значениях давления для состава сырьевого природного газа №1.Example 2. Mathematical modeling of LNG production according to the claimed invention was carried out for hydrocarbon feedstock No. 1 of the same composition as in example 1 and a process was calculated in which, when performing procedure a) pre-cleaned and dried natural gas, is first cooled in a pre-cooling heat exchanger with the mixture light and heavy refrigerant, and then cooled in an additional heat exchanger to near-critical temperature in order to analyze the quality of the resulting LNG under conditions of the transition of crystallizing fuel oil into the liquid separated phase (Tables 3 and 4). Table 3 shows the values of pseudocritical parameters and compositions for four natural gas samples; Table 4 shows a detailed analysis of the state of the vapor-liquid system in the separator at a near-critical temperature of minus 68°C and various pressure values for the composition of raw natural gas No. 1.
Прежде всего выполненные расчеты фазового состояния системы в сепараторе охлажденного природного газа 201 свидетельствуют об адекватности математической модели сжижения природного газа. При давлении ниже псевдокритического природный газ должен частично конденсироваться и должно достигаться парожидкостное равновесие системы. Действительно, как показали расчеты по модели (таблица 4), при давлении 6 МПа конденсации пара не наблюдается, а последовательное снижение давления до 5 МПа и далее до 3 МПа приводит к частичной конденсации природного газа с изменением доли жидкой фазы с 9,9 до 0,2% масс., при этом кристаллизация ТУВ в СПГ не наблюдается. Аналогичные ситуации создания условий кристаллизации ТУВ наблюдались при расчете сепарации природного газа и для трех иных составов природного газа с индивидуальными псевдокритическими параметрами (№2, №3 и №4), что позволяет считать заявляемый способ сжижения природного газа универсальным с возможностью его реализации в широком диапазоне параметров, как исходного природного газа, так и технологического режима.First of all, the calculations of the phase state of the system in the cooled natural gas separator 201 indicate the adequacy of the mathematical model of natural gas liquefaction. At pressures below pseudocritical, natural gas must partially condense and vapor-liquid equilibrium of the system must be achieved. Indeed, as calculations using the model showed (Table 4), at a pressure of 6 MPa, no steam condensation is observed, and a consistent decrease in pressure to 5 MPa and then to 3 MPa leads to partial condensation of natural gas with a change in the proportion of the liquid phase from 9.9 to 0 .2 wt.%, while crystallization of hydrocarbons in LNG is not observed. Similar situations of creating conditions for the crystallization of hydrocarbons were observed when calculating the separation of natural gas for three other compositions of natural gas with individual pseudo-critical parameters (No. 2, No. 3 and No. 4), which allows us to consider the proposed method of liquefying natural gas as universal with the possibility of its implementation in a wide range parameters of both the source natural gas and the technological regime.
Пример 3. Выполнено математическое моделирование производства СПГ по заявляемому изобретению для углеводородного сырья №1 того же состава, что и в примере 1 и рассчитан процесс, в котором при выполнении процедуры а) предварительно очищенный и осушенный природный газ охлаждают сначала в теплообменнике предварительного охлаждения смесью легкого и тяжелого хладагента, а затем в дополнительном рекуперативном теплообменнике охлаждают до околокритической температуры, обеспечивающей частичную конденсацию природного газа вместе с компонентами ТУВ в диапазоне давлений 3-5 МПа с отделением углеводородного конденсата, и последующим последовательным охлаждением отсепарированного газа в теплообменниках сжижения и переохлаждения СПГ. В таблице 5 приведен состав исходного природного газа на входе в сепаратор и состав природного газа, уходящего из сепаратора в кг на 100 кг исходного сырья, в таблице 6 состав жидкой фазы, уходящей из сепаратора охлажденного природного газа 201 также в кг/100 кг исходного сырья, что позволяет более наглядно наблюдать особенности процесса, в частности, проанализировать баланс процесса сепарации (таблица 7). Процесс конденсации ТУВ проводился при температуре минус 68°С. Расчет показал резкое снижение концентрации н-октана в газе в процессе сепарации - его содержание снизилось в 25-100 раз, причем особенно сильно при низком давлении сепарации.Example 3. Mathematical modeling of LNG production according to the claimed invention was carried out for hydrocarbon feedstock No. 1 of the same composition as in example 1 and a process was calculated in which, when performing procedure a) pre-cleaned and dried natural gas is first cooled in a pre-cooling heat exchanger with a mixture of light and heavy refrigerant, and then in an additional recuperative heat exchanger it is cooled to a near-critical temperature, ensuring partial condensation of natural gas together with the components of the fuel oil in the pressure range of 3-5 MPa with the separation of hydrocarbon condensate, and subsequent sequential cooling of the separated gas in heat exchangers for liquefaction and supercooling of LNG. Table 5 shows the composition of the initial natural gas at the entrance to the separator and the composition of the natural gas leaving the separator in kg per 100 kg of feedstock; Table 6 shows the composition of the liquid phase leaving the separator of cooled natural gas 201 also in kg/100 kg of feedstock , which allows you to more clearly observe the features of the process, in particular, analyze the balance of the separation process (Table 7). The THC condensation process was carried out at a temperature of minus 68°C. The calculation showed a sharp decrease in the concentration of n-octane in the gas during the separation process - its content decreased by 25-100 times, and especially strongly at low separation pressure.
В процессе сепарации по мере увеличения давления в сепараторе доля конденсации совокупности ТУВ, которые потенциально могли бы кристаллизоваться в СПГ, возрастает с 0,762 до 0,849, при этом степень очистки исходного газа от ароматических углеводородов составляет 80-100%, от парафиновых углеводородов C5-C6 - 39-89% и от наиболее тяжелых парафиновых углеводородов С7-С9 - 93-100% (таблица 7).During the separation process, as the pressure in the separator increases, the fraction of condensation of the total hydrocarbons that could potentially crystallize in LNG increases from 0.762 to 0.849, while the degree of purification of the source gas from aromatic hydrocarbons is 80-100%, from paraffin hydrocarbons C 5 -C 6 - 39-89% and from the heaviest paraffin hydrocarbons C 7 -C 9 - 93-100% (Table 7).
Анализ таблицы 6 показывает, что при снижении давления в сепараторе с 5 до 3 МПа происходит увеличение четкости разделения парожидкостной смеси конденсируемого природного газа по отношению к ТУВ, что позволяет реализовать дальнейшее использование конденсата в трех направлениях: при давлении 5 МПа после фракционирования конденсата возвращать метан на дальнейшие процедуры получения СПГ, что позволит довести его производство до 97,1% от исходного природного газа, при давлении 4 МПа направлять конденсат на фракционирование с получением широкого спектра углеводородов различного назначения, при давлении 3 МПа направлять конденсат на предприятия газохимии в качестве сырья.An analysis of Table 6 shows that when the pressure in the separator decreases from 5 to 3 MPa, the clarity of the separation of the vapor-liquid mixture of condensed natural gas in relation to the fuel oil increases, which makes it possible to further use the condensate in three directions: at a pressure of 5 MPa, after fractionating the condensate, return methane to further procedures for obtaining LNG, which will allow its production to be increased to 97.1% of the original natural gas, at a pressure of 4 MPa, send the condensate for fractionation to produce a wide range of hydrocarbons for various purposes, at a pressure of 3 MPa, send the condensate to gas chemical enterprises as a raw material.
Пример 4. Рассмотрим теплопередачу от СПГ к потоку испаряющегося холодного азота в новом теплообменнике при коэффициентах теплоотдачи от природного газа к стенке трубы и от стенки к испаряющемуся азоту составляющих соответственно 1000 и 4000 Вт/(м2⋅К), коэффициент теплопроводности и толщина стенки трубы соответственно равны 16,1 Вт/(м⋅К) и 0,005 м. Коэффициент теплопередачи К в новом теплообменнике составит:Example 4. Consider heat transfer from LNG to a flow of evaporating cold nitrogen in a new heat exchanger with heat transfer coefficients from natural gas to the pipe wall and from the wall to evaporating nitrogen components of 1000 and 4000 W/(m 2 ⋅K), respectively, thermal conductivity coefficient and pipe wall thickness respectively equal to 16.1 W/(m⋅K) and 0.005 m. The heat transfer coefficient K in the new heat exchanger will be:
В процессе эксплуатации теплообменника из-за кристаллизации тяжелых парафинов на поверхности теплообменных труб отложился слой твердых парафинов толщиной 0,0001 м с теплопроводностью 0,26 Вт/(м⋅К), что привело к снижению коэффициента теплопередачи до 514,1 Вт/(м2⋅К), то есть на 19,8%, и к необходимости существенного изменения технологического режима производства СПГ и соответствующему увеличению энергозатрат.During operation of the heat exchanger, due to the crystallization of heavy paraffins, a layer of solid paraffins 0.0001 m thick with a thermal conductivity of 0.26 W/(m⋅K) was deposited on the surface of the heat exchange pipes, which led to a decrease in the heat transfer coefficient to 514.1 W/(m 2 ⋅K), that is, by 19.8%, and to the need for a significant change in the technological regime of LNG production and a corresponding increase in energy costs.
Дальнейшее увеличение отложения ТУВ до 0,0005 м снизило коэффициент теплопередачи до 287,1 Вт/(м2⋅К) и привело к временной остановке производства на данной технологической нитке для обслуживания теплообменника и клапанов регулирования технологического режима в криогенной зоне.A further increase in HHC deposition to 0.0005 m reduced the heat transfer coefficient to 287.1 W/(m 2 ⋅K) and led to a temporary shutdown of production on this process line to service the heat exchanger and process control valves in the cryogenic zone.
Таким образом, заявляемое изобретение решает задачу разработки способа сжижения природного газа, при котором в СПГ будут практически отсутствовать тяжелые кристаллизируемые парафиновые и ароматические углеводороды, снижающие его качество и приводящие к рискам нарушения технологии производства СПГ.Thus, the claimed invention solves the problem of developing a method for liquefying natural gas, in which the LNG will be virtually free of heavy crystallizable paraffin and aromatic hydrocarbons, which reduce its quality and lead to risks of disruption of the LNG production technology.
Claims (18)
Publications (1)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| RU2803363C1 true RU2803363C1 (en) | 2023-09-12 |
Family
ID=
Citations (4)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| RU2446370C2 (en) * | 2006-06-16 | 2012-03-27 | Шелл Интернэшнл Рисерч Маатсхаппий Б.В. | Method of processing flow of hydrocarbons and device to this end |
| RU2538192C1 (en) * | 2013-11-07 | 2015-01-10 | Открытое акционерное общество "Газпром" | Method of natural gas liquefaction and device for its implementation |
| RU2698862C2 (en) * | 2014-04-24 | 2019-08-30 | Линде Акциенгезелльшафт | Liquefying a hydrocarbon-enriched fraction |
| KR20220026886A (en) * | 2020-08-26 | 2022-03-07 | 주식회사 한국가스기술공사 | Natural gas liquefaction apparatus using supercritical fluid |
Patent Citations (4)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| RU2446370C2 (en) * | 2006-06-16 | 2012-03-27 | Шелл Интернэшнл Рисерч Маатсхаппий Б.В. | Method of processing flow of hydrocarbons and device to this end |
| RU2538192C1 (en) * | 2013-11-07 | 2015-01-10 | Открытое акционерное общество "Газпром" | Method of natural gas liquefaction and device for its implementation |
| RU2698862C2 (en) * | 2014-04-24 | 2019-08-30 | Линде Акциенгезелльшафт | Liquefying a hydrocarbon-enriched fraction |
| KR20220026886A (en) * | 2020-08-26 | 2022-03-07 | 주식회사 한국가스기술공사 | Natural gas liquefaction apparatus using supercritical fluid |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| US6112549A (en) | Aromatics and/or heavies removal from a methane-rich feed gas by condensation and stripping | |
| RU2607933C2 (en) | Natural gas liquefaction plant with ethylene-independent system of extraction of heavy fractions | |
| JP4741468B2 (en) | Integrated multi-loop cooling method for gas liquefaction | |
| US7100399B2 (en) | Enhanced operation of LNG facility equipped with refluxed heavies removal column | |
| US9528759B2 (en) | Enhanced nitrogen removal in an LNG facility | |
| US9651300B2 (en) | Semi-closed loop LNG process | |
| RU2723471C2 (en) | Method of removing coolant from system for liquefaction of natural gas, method of changing volume of production of liquefied or overcooled natural gas in system for liquefaction of natural gas, system for liquefaction of natural gas | |
| RU2414658C2 (en) | Method of liquefying natural gas and apparatus for realising said method | |
| CA3029950C (en) | System and method for liquefaction of natural gas | |
| RU2241181C2 (en) | Method for liquefying gaseous substance (variants) and device for its implementation (variants) | |
| CA1097564A (en) | Process for the recovery of ethane and heavier hydrocarbon components from methane-rich gases | |
| RU2644664C1 (en) | Installation for liquefied natural gas using optimized system with mixture of refrigerating agents | |
| BG63827B1 (en) | Method for the liquefaction of natural gas | |
| EA020287B1 (en) | Method of removing nitrogen from a predominantly methane stream | |
| US8505333B2 (en) | Optimized heavies removal system in an LNG facility | |
| BG64011B1 (en) | Method for the liquefaction of natural gas by cascade cooling | |
| AU707336B2 (en) | Aromatics and/or heavies removal from a methane-based feed by condensation and stripping | |
| US9121636B2 (en) | Contaminant removal system for closed-loop refrigeration cycles of an LNG facility | |
| RU2537480C2 (en) | Method of liquidising flow with high content of hydrocarbons | |
| RU2803363C1 (en) | Method for natural gas liquefaction | |
| AU2009216745B2 (en) | Method and apparatus for cooling and separating a hydrocarbon stream | |
| US20230194161A1 (en) | Standalone high-pressure heavies removal unit for lng processing | |
| WO2023288162A1 (en) | Methods for operating hydrocarbon removal systems from natural gas streams | |
| CN115930549A (en) | Integrated denitrification for liquefied natural gas | |
| MXPA99011424A (en) | Improved multi-component refrigeration process for liquefaction of natural gas |