專(zhuān)利名稱(chēng)：一種煤礦區(qū)煤層氣生產(chǎn)液化天然氣的工藝的制作方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明屬于采用深冷方法的氣體分離、液化技術(shù)領(lǐng)域，特別涉及一種煤礦區(qū)煤層 氣生產(chǎn)液化天然氣的工藝。
背景技術(shù)：
煤層氣是富含甲烷的氣體，也是一種清潔燃料。目前我國(guó)煤層氣主要來(lái)自井下抽 放，用于保證煤礦的安全。由于抽放技術(shù)與開(kāi)采技術(shù)等制約，得到的煤層氣(煤礦區(qū)煤層 氣，CMM)甲烷含量約為30% 60% (體積，下同)，濃度不高，且隨開(kāi)采環(huán)境的變化而發(fā)生 變化。此種含量的煤層氣利用時(shí)通?？勺鳛槊裼萌剂?、公用事業(yè)用氣和發(fā)電。但由于民用 有限，發(fā)電效率又較低，所以抽出來(lái)的煤層氣大都直接排入大氣，既浪費(fèi)了資源，又污染了 環(huán)境，并加重了溫室效應(yīng)。為了充分利用此類(lèi)煤層氣(CMM)資源，根據(jù)《天然氣》國(guó)家標(biāo)準(zhǔn) GB 17820-1999，必須把此類(lèi)煤層氣中的甲烷提濃到甲烷含量85%以上，作為天然氣產(chǎn)品輸 出。為了遠(yuǎn)距離運(yùn)輸方便，生產(chǎn)液化天然氣(LNG)是一種較好的選擇。LNG要求甲烷純度 更高，通常要求達(dá)99 %以上，氮含量應(yīng)在1 %以下；氮含量愈高，意味著LNG溫度愈低。根據(jù) 《深冷手冊(cè)》(上冊(cè))(化工部第四設(shè)計(jì)院主編，燃料出版社，1973年出版)277頁(yè)提供的甲 烷_(kāi)氮系統(tǒng)汽_液兩相的平衡組成數(shù)據(jù)，在0. 2026MPa(2atm)壓力下，氮為0時(shí)，其平衡溫 度為120. 2K(-152. 95°C )；當(dāng)含氮1 %時(shí)，其平衡溫度為115. 2K(_157. 95°C )，后者比前者 低5°C，溫度低，所需冷量愈多，能耗愈大。為了得到高純度的甲烷，發(fā)明人多年來(lái)致力于此項(xiàng)研究，不斷改進(jìn)從各種 煤層氣中生產(chǎn)高濃度甲烷的工藝。本申請(qǐng)人于2004年7月提出申請(qǐng)的中國(guó)專(zhuān)利ZL 200410040155. 4中即公開(kāi)了一種“煤層氣低溫分離提濃甲烷工藝”，在低溫分離工序設(shè)置一 個(gè)用于提高低溫分離裝置再沸器蒸發(fā)量的輔助循環(huán)系統(tǒng)，輔助循環(huán)中冷卻后并液化的甲烷 節(jié)流入冷凝器，作為冷凝用的冷源，這樣可保證甲烷純度提高到95% 99%;但此濃度范圍 的甲烷還不能滿(mǎn)足作為液化天然氣(LNG)的要求。目前世界上僅有從甲烷含量較高( 67% )的煤層氣中分離得到約96%純度甲 烷的工業(yè)化裝置，尚無(wú)從甲烷含量較低(含量35%以上)的煤礦區(qū)煤層氣中分離得到甲烷 含量要求在99%以上的液化天然氣產(chǎn)品(LNG)的工業(yè)化裝置及相關(guān)工藝的報(bào)道，根據(jù)現(xiàn)有 技術(shù)無(wú)法從甲烷含量較低的低質(zhì)煤層氣中分離得到液化甲烷產(chǎn)品(LNG)。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明的主要目的是針對(duì)上述現(xiàn)有技術(shù)中存在的無(wú)法從甲烷含量較低的煤礦區(qū) 煤層氣等低質(zhì)煤層氣中分離得到甲烷含量較高的液化甲烷產(chǎn)品(LNG)等問(wèn)題，提供一種以 甲烷含量較低的煤礦區(qū)低質(zhì)煤層氣為原料生產(chǎn)液化天然氣的工藝，可以甲烷含量較低的煤 礦區(qū)煤層氣為原料，制得甲烷含量達(dá)99%以上的液化天然氣LNG。為了實(shí)現(xiàn)上述發(fā)明目的，本發(fā)明采用的技術(shù)方案如下—種煤礦區(qū)煤層氣生產(chǎn)液化天然氣的工藝
煤礦區(qū)煤層氣經(jīng)除氧、加壓、脫硫、脫碳和干燥后，作為原料氣進(jìn)入低溫裝置進(jìn)行 低溫分離；在第一換熱器中冷卻后，進(jìn)入精餾塔的再沸器作為蒸發(fā)熱源，并冷卻，再進(jìn)入第 二換熱器進(jìn)一步冷卻、節(jié)流，進(jìn)入精餾塔，在精餾塔的精餾作用下，塔頂?shù)玫綇U氮?dú)?，?jīng)換熱 器回收冷量復(fù)熱后排出裝置；塔釜得到液甲烷，節(jié)流入塔頂冷凝器作為冷源；蒸發(fā)的甲烷 經(jīng)換熱器回收冷量復(fù)熱后，作為氣體甲烷輸出低溫裝置；其中在低溫分離工序中設(shè)置用于提高精餾塔再沸器的蒸發(fā)量的輔助循環(huán)，由制冷系統(tǒng) 高壓甲烷節(jié)流到一較高中間壓力，抽出一定量的未液化甲烷進(jìn)入精餾塔再沸器作為蒸發(fā)熱 源，甲烷被冷卻液化，再節(jié)流至一個(gè)較低中間壓力，進(jìn)入第一換熱器冷卻進(jìn)塔煤層氣，然后 再返回到制冷系統(tǒng)相應(yīng)的位置；塔頂蒸發(fā)、再經(jīng)復(fù)熱后的氣體甲烷送入制冷系統(tǒng)，進(jìn)行制冷 液化得到液甲烷，即可作為液化天然氣輸出。上述低溫分離工序中的較高中間壓力，為高于精餾塔壓力0. 2MPa以上；較低中間 壓力，為 0. 3MPa 0. 45MPa。低溫分離工序中，精餾塔塔釜得到的液甲烷，可用塔頂蒸發(fā)的甲烷過(guò)冷后再節(jié)流 入塔頂冷凝器。制冷液化工序中，可采用帶有預(yù)冷的高壓甲烷二次節(jié)流的液化循環(huán)，或帶有預(yù)冷 的后置式甲烷膨脹循環(huán)，制冷劑為甲烷。低溫裝置中，可由制冷系統(tǒng)提供0. 3MPa 0. 45MPa的液甲烷作為冷源。作為更具體的優(yōu)選方案，本發(fā)明上述工藝中，低溫分離工序包括A、原料氣進(jìn)入低溫裝置，通過(guò)第一換熱器換熱冷卻；B、進(jìn)入精餾塔(低溫精餾塔)再沸器中的第四換熱器，作為塔釜液的蒸發(fā)熱源，在 加熱塔釜液的同時(shí)自身被冷卻；C、再進(jìn)入第二換熱器進(jìn)一步換熱冷卻；D、經(jīng)節(jié)流降壓，然后進(jìn)入精餾塔，在精餾塔的精餾作用下進(jìn)行分離，塔頂?shù)玫綇U氮 氣，塔釜得到液甲烷(以體積百分含量計(jì)，液甲烷的純度可達(dá)到99.0%以上)；E、精餾塔塔頂?shù)玫降膹U氮?dú)?，分別經(jīng)第二換熱器、第一換熱器回收冷量復(fù)熱至常 溫后排出裝置；F、精餾塔塔釜得到的液甲烷，經(jīng)第三換熱器過(guò)冷、再節(jié)流降壓后，進(jìn)入精餾塔塔頂 的冷凝器作為冷源，可增加冷凝器冷量，增加回流；蒸發(fā)的甲烷氣分別經(jīng)第三換熱器、第一 換熱器回收冷量復(fù)熱至常溫后，作為氣體甲烷輸出低溫裝置，進(jìn)入制冷系統(tǒng)進(jìn)行下一步制 冷液化工序。其中的步驟E中，精餾塔塔頂?shù)玫降膹U氮?dú)?，在?jīng)第二換熱器換熱回收冷量后，還 可通過(guò)膨脹機(jī)進(jìn)行膨脹降壓，再通過(guò)第一換熱器進(jìn)一步換熱回收冷量復(fù)熱至常溫后排出裝置。制冷液化工序包括G、從低溫裝置輸出的氣體甲烷進(jìn)入制冷裝置，通過(guò)壓縮機(jī)進(jìn)行3-5級(jí)壓縮；H、出壓縮機(jī)后分別經(jīng)第七換熱器、第六換熱器、第八換熱器換熱冷卻；I、經(jīng)節(jié)流降壓，然后進(jìn)入第一氣液分離器進(jìn)行第一次氣液分離，分別得到未液化氣和液體甲烷；J、將第一氣液分離器得到的未液化氣分為兩部分；J1、第一部分進(jìn)入低溫裝置，在低溫裝置的精餾塔再沸器中的第五換熱器中，作為 塔釜液的蒸發(fā)熱源，在加熱塔釜液的同時(shí)自身被冷卻而液化；經(jīng)節(jié)流降壓，再通過(guò)第二換熱 器換熱氣化；然后返回制冷系統(tǒng)，與來(lái)自步驟L經(jīng)第九換熱器復(fù)熱后的氣化甲烷混合后，分 別通過(guò)第八換熱器和第七換熱器換熱、復(fù)熱至常溫，再進(jìn)入壓縮機(jī)，與來(lái)自低溫裝置的氣體 甲烷混合，共同進(jìn)入下一級(jí)壓縮；該部分未液化氣循環(huán)可使壓縮比降低，從而節(jié)約壓縮功 耗；J2、第二部分分別通過(guò)第八換熱器和第七換熱器換熱、復(fù)熱至常溫，再進(jìn)入壓縮 機(jī)，與壓縮機(jī)中的其它氣體混合，共同進(jìn)入下一級(jí)壓縮；K、由第一氣液分離器得到的液體甲烷經(jīng)第九換熱器換熱過(guò)冷；再經(jīng)節(jié)流降壓 ’然 后進(jìn)入第二氣液分離器進(jìn)行第二次氣液分離，分別得到氣化甲烷(少量)和液體甲烷；L、由第二氣液分離器得到的氣化甲烷，經(jīng)第九換熱器換熱，在過(guò)冷第一氣液分離 器得到的液體甲烷的同時(shí)，自身被復(fù)熱；再與來(lái)自步驟Jl通過(guò)第二換熱器換熱冷卻后的氣 體混合，然后分別通過(guò)第八換熱器和第七換熱器換熱、復(fù)熱至常溫，再進(jìn)入壓縮機(jī)；M、由第二氣液分離器得到的液體甲烷純度可達(dá)到99%以上，即可作為液化天然氣 (LNG)輸出。其中的步驟J2中，由第一氣液分離器得到的未液化氣中的第二部分，經(jīng)第八換熱 器換熱后，還可通過(guò)膨脹機(jī)進(jìn)行膨脹降壓，再與來(lái)自步驟Jl通過(guò)第二換熱器換熱冷卻后的 氣體、和來(lái)自步驟L經(jīng)第九換熱器復(fù)熱后的的氣化甲烷混合，然后分別通過(guò)第八換熱器和 第七換熱器換熱、復(fù)熱至常溫，再進(jìn)入壓縮機(jī)。其中的步驟K中，在第二氣液分離器進(jìn)行第二次氣液分離后，可將得到的液體甲 烷抽取一部分，經(jīng)節(jié)流后通過(guò)低溫裝置的第二換熱器換熱，用于補(bǔ)充冷量、進(jìn)一步冷卻來(lái)自 精餾塔再沸器中第四換熱器的原料氣，同時(shí)自身被加熱；然后返回制冷系統(tǒng)，與來(lái)自步驟 Jl通過(guò)第二換熱器換熱冷卻后的氣體、和來(lái)自步驟L經(jīng)第九換熱器復(fù)熱后的的氣化甲烷混 合，分別通過(guò)第八換熱器和第七換熱器換熱、復(fù)熱至常溫，再進(jìn)入壓縮機(jī)。本發(fā)明工藝中，在制冷循環(huán)中，高壓甲烷節(jié)流到一個(gè)較高中間壓力(比精餾塔壓 力高0. 2MPa以上)，抽出一股未液化的氣體甲烷去精餾塔釜再沸器作蒸發(fā)熱源，本身被液 化，再節(jié)流到一個(gè)較低中間壓力(0. 30MPa 0. 45Mpa)去冷卻高壓CMM，本身被加熱，然后再 回到制冷系統(tǒng)相應(yīng)的位置。這樣可使壓縮比降低，從而節(jié)約壓縮功耗；其次，將塔釜甲烷過(guò) 冷后再節(jié)流入塔冷凝器，這樣可增加塔冷凝器冷量，增加回流。此外，不用廢氮膨脹時(shí)，采用 一部分LNG作為冷量補(bǔ)充，因?yàn)榉蛛x冷量需要較小，這樣可簡(jiǎn)化流程。與現(xiàn)有技術(shù)相比，本發(fā)明的有益效果是采用本發(fā)明工藝，以甲烷含量較低的煤礦區(qū)煤層氣為原料氣，可生產(chǎn)制得甲烷含 量達(dá)99%以上的液化天然氣LNG。并且，在該工藝過(guò)程中，從制冷液化裝置的第一氣液分離 器分離得到的未液化氣中分出一部分較高中間壓力的甲烷氣去低溫裝置的精餾塔，作為再 沸器的熱源加熱塔釜液，再節(jié)流到0. 30MPa 0. 45MPa壓力去冷卻高壓原料氣，可省去精餾 塔加熱通常需要專(zhuān)設(shè)的輔助循環(huán)裝置、以及低溫裝置中通常需要專(zhuān)設(shè)的制冷裝置和制冷劑 等，并且低溫分離部分無(wú)運(yùn)動(dòng)機(jī)械，使整個(gè)工藝的流程簡(jiǎn)單，設(shè)備投入及維修費(fèi)用少，還可降低循環(huán)壓縮功耗、降低能耗等。


圖1是本發(fā)明實(shí)施例1的工藝流程示意圖；圖2是本發(fā)明實(shí)施例2的工藝流程示意圖；
圖3是本發(fā)明實(shí)施例3的工藝流程示意圖。圖1-3中，各標(biāo)記分別表示E1 E9分別為第一 第九換熱器，T為精餾塔，C為 精餾塔塔頂?shù)睦淠?，R為蒸發(fā)器，EXP為膨脹機(jī)，COP為壓縮機(jī)，Vl為第一氣液分離器，V2 為第二氣液分離器，1-17,21-44分別為不同段的管線(xiàn)。
具體實(shí)施例方式下面結(jié)合具體實(shí)施方式
對(duì)本發(fā)明的上述發(fā)明內(nèi)容作進(jìn)一步的詳細(xì)描述。但不應(yīng)將此理解為本發(fā)明上述主題的范圍僅限于下述實(shí)施例。在不脫離本發(fā)明上 述技術(shù)思想情況下，根據(jù)本領(lǐng)域普通技術(shù)知識(shí)和慣用手段，做出各種替換和變更，均應(yīng)包括 在本發(fā)明的范圍內(nèi)。實(shí)施例1本實(shí)施例煤礦區(qū)煤層氣生產(chǎn)液化天然氣的工藝流程如圖1所示。煤礦區(qū)煤層氣經(jīng)除氧，脫硫，脫碳和干燥后作為原料氣，其流量為6000Nm3/h，組成 (vol% ) % =CH4 35%, N265%o 壓力 4. 3MPa，溫度 30°C。由管線(xiàn)1進(jìn)入第一換熱器E1，冷卻后由管線(xiàn)2進(jìn)入第四換熱器E4加熱塔釜液，由 管線(xiàn)3進(jìn)入第二換熱器E2進(jìn)一步冷卻，出第二換熱器E2由管線(xiàn)4通過(guò)節(jié)流降壓到2. IMPa, 溫度-141°C，由管線(xiàn)5進(jìn)入低溫精餾塔T。在低溫精餾塔T的精餾作用下，塔釜得到99. 5% 純度的液甲烷，溫度_108°C ；塔頂為廢氮?dú)?，溫度_154°C，含甲烷2. 3%。廢氮?dú)馔ㄟ^(guò)管線(xiàn)6進(jìn)入第二換熱器E2，升溫到_128°C，由管線(xiàn)13進(jìn)入膨脹機(jī)EXP， 出膨脹機(jī)壓力為0. 6MPa，進(jìn)入管線(xiàn)14通過(guò)節(jié)流降壓到0. 14MPa，通過(guò)管線(xiàn)15、第二換熱器 E2、管線(xiàn)16、第一換熱器El復(fù)熱到常溫，由管線(xiàn)17排出低溫裝置。塔釜的液甲烷由管線(xiàn)7進(jìn)入第三換熱器E3，過(guò)冷到-130°C，經(jīng)管線(xiàn)8節(jié)流到 0. 14MPa,由管線(xiàn)9進(jìn)入低溫精餾塔T塔頂?shù)睦淠鰿。氣化的甲烷通過(guò)管線(xiàn)10、第三換熱 器E3、管線(xiàn)11、第一換熱器El復(fù)熱到常溫，由管線(xiàn)12輸出低溫裝置，氣量為2017Nm3/h，送 去制冷液化裝置進(jìn)行制冷液化。需液化的甲烷2017Nm3/h，由管線(xiàn)21 (同管線(xiàn)12)進(jìn)入壓縮機(jī)C0P，出壓縮機(jī)一級(jí) 壓縮與來(lái)自管線(xiàn)42、氣量為2000Nm3/h的較低中間壓力(0. 3MPa)的返回氣混合，進(jìn)入下一 級(jí)壓縮，經(jīng)三級(jí)壓縮出口與來(lái)自管線(xiàn)36、氣量為1652Nm3/h的較高中間壓力(2. 4MPa)的氣 體混合，進(jìn)入下一級(jí)壓縮，最后加壓到15. OMPa，氣量5669Nm3/h。壓縮后的氣體經(jīng)管線(xiàn)22、第七換熱器E7、管線(xiàn)23、第六換熱器(預(yù)冷器)E6，預(yù)冷 到-45°C，經(jīng)管線(xiàn)24、第八換熱器E8進(jìn)一步冷卻到-62°C，入管線(xiàn)25，經(jīng)節(jié)流到2. 5MPa,由管 線(xiàn)26進(jìn)入第一氣液分離器VI，分離得到未液化氣和液體甲烷。由第一氣液分離器Vl出來(lái)的未液化氣經(jīng)管線(xiàn)27分成兩部分，第一部分氣量 1125Nm3/h，經(jīng)管線(xiàn)29入第五換熱器E5，加熱塔釜液，本身被冷卻液化，進(jìn)入管線(xiàn)30、節(jié)流到約0. 4MPa,經(jīng)管線(xiàn)31入第二換熱器E2冷卻原料氣，由管線(xiàn)32與管線(xiàn)41匯合返回制冷系 統(tǒng)。第二部分經(jīng)由管線(xiàn)28、第八換熱器E8、管線(xiàn)35、第七換熱器E7復(fù)熱到常溫，作為較高中 間壓力(2.4MPa)的返回氣由管線(xiàn)36進(jìn)入壓縮機(jī)4段，與壓縮機(jī)三級(jí)壓縮后的氣體混合，進(jìn) 入四級(jí)壓縮。由第一氣液分離器Vl出來(lái)的液體甲烷，經(jīng)管線(xiàn)37進(jìn)入第九換熱器E9過(guò)冷，入管 線(xiàn)38，節(jié)流到0. 4MPa,由管線(xiàn)39入第二氣液分離器V2，分離得到氣化甲烷和液化甲烷。由第二氣液分離器V2出來(lái)的液化甲烷直接作為產(chǎn)品LNG由管線(xiàn)40輸出，氣量 2017Nm3/h，壓力約0. 4Mpa,甲烷含量為99. 5%。由第二氣液分離器V2出來(lái)的氣化甲烷由管線(xiàn)41與管線(xiàn)32來(lái)的甲烷混合后經(jīng)由 管線(xiàn)33、第八換熱器E8、管線(xiàn)34、第七換熱器E7復(fù)熱到常溫，由管線(xiàn)42進(jìn)入壓縮機(jī)2段，與 壓縮機(jī)一級(jí)壓縮后的氣體混合，進(jìn)入二級(jí)壓縮。該實(shí)施例每液化INm3甲烷壓縮功耗(含CMM原料氣壓縮到4. 3MPa)為0. 977kffh/
Nm3。實(shí)施例2本實(shí)施例煤礦區(qū)煤層氣生產(chǎn)液化天然氣的工藝流程如圖2所示。煤礦區(qū)煤層氣經(jīng)除氧，脫硫，脫碳和干燥后作為原料氣，其流量為6000Nm3/h，組成 (vol% )為CH435%，N265%。壓力 4. 3MPa，溫度 30°C。 由管線(xiàn)1進(jìn)入第一換熱器El，冷卻后由管線(xiàn)2進(jìn)入第四換熱器E4，加熱塔釜液，由 管線(xiàn)3進(jìn)入第二換熱器E2進(jìn)一步冷卻，出第二換熱器E2由管線(xiàn)4通過(guò)節(jié)流降壓到2. IMPa, 溫度-141°C，由管線(xiàn)5進(jìn)入低溫精餾塔T，在低溫精餾塔T的精餾作用下，塔釜得到99. 5% 純度的液甲烷，溫度_108°C。塔頂為廢氮?dú)?，溫度_154°C，含甲烷2. 3%。廢氮?dú)馔ㄟ^(guò)管線(xiàn)6并節(jié)流到0. 14MPa壓力進(jìn)入第二換熱器E2，通過(guò)管線(xiàn)13、第一 換熱器El復(fù)熱到常溫，由管線(xiàn)14排出低溫裝置。塔釜的液甲烷由管線(xiàn)7進(jìn)入第三換熱器E3，過(guò)冷到-130°C，經(jīng)管線(xiàn)8節(jié)流到 0. 14MPa,由管線(xiàn)9進(jìn)入低溫精餾塔T塔頂?shù)睦淠鰿。氣化的甲烷通過(guò)管線(xiàn)10、第三換熱 器E3、管線(xiàn)11、第一換熱器El復(fù)熱到常溫，由管線(xiàn)12輸出低溫裝置，氣量為2017Nm3/h，送 去制冷液化裝置進(jìn)行制冷液化。需液化的甲烷2017Nm3/h，由管線(xiàn)21 (同管線(xiàn)12)進(jìn)入壓縮機(jī)C0P，出壓縮機(jī)一級(jí) 壓縮與來(lái)自管線(xiàn)44、氣量為2060Nm3/h的較低中間壓力(0. 3MPa)的返回氣混合，進(jìn)入下一 級(jí)壓縮，在三級(jí)壓縮出口與來(lái)自管線(xiàn)36、氣量為1807Nm3/h的較高中間壓力(2. 4MPa)的氣 體混合，進(jìn)入下一級(jí)壓縮，最后加壓到15. OMPa，氣量5984Nm3/h。壓縮后的氣體經(jīng)管線(xiàn)22、第七換熱器E7、管線(xiàn)23、第六換熱器(預(yù)冷器)E6，預(yù)冷 到-45°C，經(jīng)管線(xiàn)24、第八換熱器E8進(jìn)一步冷卻到-62°C，入管線(xiàn)25，經(jīng)節(jié)流到2. 5MPa,由管 線(xiàn)26進(jìn)入第一氣液分離器VI，分離得到未液化氣和液體甲烷。由第一氣液分離器Vl出來(lái)的未液化氣經(jīng)管線(xiàn)27分成兩部分，第一部分氣量 1125Nm3/h，經(jīng)管線(xiàn)29入第五換熱器E5，加熱塔釜液，本身被冷卻液化，節(jié)流到約0. 4MPa，經(jīng) 管線(xiàn)31入第二換熱器E2冷卻原料氣，由管線(xiàn)32與管線(xiàn)41匯合返回制冷液化裝置。第二 部分經(jīng)由管線(xiàn)28、第八換熱器E8、管線(xiàn)35、第七換熱器E7復(fù)熱到常溫，經(jīng)管線(xiàn)36進(jìn)入壓縮 機(jī)4段，與壓縮機(jī)三級(jí)壓縮后的氣體混合，進(jìn)入四級(jí)壓縮。
由第一氣液分離器Vl出來(lái)的液體甲烷，經(jīng)第九換熱器E9過(guò)冷，入管線(xiàn)38，節(jié)流到 0. 4MPa,由管線(xiàn)39入第二氣液分離器V2，分離得到氣化甲烷和液化甲烷。由第二氣液分離器V2出來(lái)的液化甲烷直接作為產(chǎn)品LNG由管線(xiàn)40輸出，氣量 2017Nm3/h，壓力約0. 4Mpa,甲烷含量為99. 5%。由第二氣液分離器V2出來(lái)的氣化甲烷由管線(xiàn)41與管線(xiàn)32來(lái)的甲烷混合后經(jīng)由 管線(xiàn)42、第八換熱器E8、管線(xiàn)43、第七換熱器E7復(fù)熱到常溫，由管線(xiàn)42進(jìn)入壓縮機(jī)2段，與 壓縮機(jī)一級(jí)壓縮后的氣體混合，進(jìn)入二級(jí)壓縮。本實(shí)施例低溫分離部分不采用廢氮?dú)饨^熱膨脹制冷，而是由制冷系統(tǒng)提供冷量， 同樣可以獲得理想的制冷效果。而為了補(bǔ)充低溫分離裝置所需的冷量，由第二氣液分離器V2抽出產(chǎn)品液化天然 氣LNG 112Nm3/h(折成氣態(tài))通過(guò)管線(xiàn)33進(jìn)入換第二熱器E2，冷卻原料氣，自身被氣化后 經(jīng)管線(xiàn)34與管線(xiàn)32混合，進(jìn)入較低壓力的制冷循環(huán)返回氣系統(tǒng)，經(jīng)回收冷量復(fù)熱到常溫， 由管線(xiàn)44進(jìn)入壓縮機(jī)二級(jí)入口，與壓縮機(jī)一級(jí)壓縮后的氣體混合，進(jìn)入二級(jí)壓縮。該實(shí)施例每液化INm3甲烷壓縮功耗(含CMM原料氣壓縮到4. 3MPa)為1. Olkffh/ Nm30實(shí)施例3本實(shí)施例煤礦區(qū)煤層氣生產(chǎn)液化天然氣的工藝流程如圖3所示。煤礦區(qū)煤層氣經(jīng)除氧，脫硫，脫碳和干燥后作為原料氣，其流量為6000Nm3/h，組成 (vol% ) % =CH4 35%, N265%o 壓力 4. 3MPa，溫度 30°C。由管線(xiàn)1進(jìn)入第一換熱器El，冷卻后由管線(xiàn)2進(jìn)入第四換熱器E4，加熱塔釜液，由 管線(xiàn)3進(jìn)入第二換熱器E2進(jìn)一步冷卻，出第二換熱器E2由管線(xiàn)4通過(guò)節(jié)流降壓到2. IMPa, 溫度-141°C，由管線(xiàn)5進(jìn)入低溫精餾塔T，在低溫精餾塔T的精餾作用下，塔釜得到99. 5% 純度的液甲烷，溫度_108°C。塔頂為廢氮?dú)?，溫度_154°C，含甲烷2. 3%。廢氮?dú)馔ㄟ^(guò)管線(xiàn)6并節(jié)流到0. 14MPa進(jìn)入第二換熱器E2，通過(guò)管線(xiàn)13、第一換熱 器El復(fù)熱到常溫，由管線(xiàn)14排出低溫裝置。塔釜的液甲烷由管線(xiàn)7進(jìn)入第三換熱器E3，過(guò)冷到-130°C，經(jīng)管線(xiàn)8節(jié)流到 0. 14MPa,由管線(xiàn)9進(jìn)入冷凝器C。氣化的甲烷通過(guò)管線(xiàn)10、第三換熱器E3、管線(xiàn)11、第一換 熱器El復(fù)熱到常溫，由管線(xiàn)12輸出低溫裝置，氣量為2017Nm3/h，送去制冷液化裝置進(jìn)行制 冷液化。需液化的甲烷2017Nm3/h，由管線(xiàn)21 (同管線(xiàn)12)進(jìn)入壓縮機(jī)C0P，出壓縮機(jī)一級(jí) 壓縮與來(lái)自管線(xiàn)44、氣量為7913Nm3/h的返回氣混合，進(jìn)入下一級(jí)壓縮，經(jīng)三級(jí)壓縮加壓到 5. OMpa0壓縮后的氣體經(jīng)管線(xiàn)22、第七換熱器E7、管線(xiàn)23、第六換熱器(預(yù)冷器)E6，預(yù)冷 到_45°C，進(jìn)入第八換熱器E8進(jìn)一步冷卻，經(jīng)管線(xiàn)25再節(jié)流到3. OMPa,經(jīng)管線(xiàn)26進(jìn)入第一 氣液分離器VI，，分離得到未液化氣和液體甲烷。由第一氣液分離器Vl出來(lái)的未液化氣分成兩部分，第一部分氣量1125Nm3/h，經(jīng)管 線(xiàn)29、第五換熱器E5、管線(xiàn)30加熱塔釜液，并液化，節(jié)流到0. 4MPa,由管線(xiàn)31進(jìn)入第二換熱 器E2，冷卻原料氣，由管線(xiàn)32與管線(xiàn)41的甲烷混合進(jìn)入管線(xiàn)42。第二部分5515Nm3/h經(jīng) 經(jīng)管線(xiàn)28，第八換熱器E8升溫到_48°C，由管線(xiàn)35進(jìn)入膨脹機(jī)EXP，膨脹到0. 6MPa，再降壓
9到0. 4MPa,經(jīng)管線(xiàn)36與管線(xiàn)42合并，作為返回氣進(jìn)入第八換熱器E8，經(jīng)管線(xiàn)43、第七換熱 器E7、管線(xiàn)44進(jìn)入壓縮機(jī)COP 2段，與壓縮機(jī)一級(jí)壓縮后的氣體混合，進(jìn)入二級(jí)壓縮。由第一氣液分離器Vl出來(lái)的Vl液體甲烷，經(jīng)管線(xiàn)37、第九換熱器E9過(guò)冷，經(jīng)管線(xiàn) 38再節(jié)流到0. 4MPa，經(jīng)管線(xiàn)39進(jìn)入第二氣液分離器V2，分離得到氣化甲烷和液化甲烷。由第二氣液分離器V2出來(lái)的液化甲烷直接作為產(chǎn)品LNG由管線(xiàn)40輸出，氣量 2017Nm3/h，壓力約0. 4Mpa,甲烷含量為99. 5%。由第二氣液分離器V2出來(lái)的氣化甲烷由管線(xiàn)41與管線(xiàn)32來(lái)的甲烷混合后經(jīng)由 管線(xiàn)42、第八換熱器E8、管線(xiàn)43、第七換熱器E7復(fù)熱到常溫，由管線(xiàn)44進(jìn)入壓縮機(jī)2段，與 壓縮機(jī)一級(jí)壓縮后的氣體混合，進(jìn)入二級(jí)壓縮。本實(shí)施例采用了后置式的甲烷絕熱膨脹制冷循環(huán)。為了補(bǔ)充低溫分離裝置所需的 冷量，由第二氣液分離器V2抽出產(chǎn)品液化天然氣LNG 112Nm3/h (折成氣態(tài))通過(guò)管線(xiàn)33進(jìn) 入第二換熱器E2，冷卻原料氣，自身被氣化后由管線(xiàn)34與管線(xiàn)32的甲烷氣混合，進(jìn)入較低 壓力的制冷循環(huán)返回氣系統(tǒng)，經(jīng)回收冷量復(fù)熱到常溫，由管線(xiàn)44進(jìn)入壓縮機(jī)二級(jí)入口，與 壓縮機(jī)一級(jí)壓縮后的氣體混合，進(jìn)入二級(jí)壓縮。該實(shí)施例每液化INm3甲烷壓縮功耗(含CMM原料氣壓縮到4. 3MPa)為1. 12kffh/
Nm30
權(quán)利要求
一種煤礦區(qū)煤層氣生產(chǎn)液化天然氣的工藝，煤礦區(qū)煤層氣經(jīng)除氧、加壓、脫硫、脫碳和干燥后，作為原料氣進(jìn)入低溫裝置進(jìn)行低溫分離；在第一換熱器中冷卻后，進(jìn)入精餾塔的再沸器作為蒸發(fā)熱源，并冷卻，再進(jìn)入第二換熱器進(jìn)一步冷卻、節(jié)流，進(jìn)入精餾塔；在精餾塔的精餾作用下，塔頂?shù)玫綇U氮?dú)?，?jīng)換熱器回收冷量復(fù)熱后排出裝置；塔釜得到液甲烷，節(jié)流入塔頂冷凝器作為冷源；蒸發(fā)的甲烷經(jīng)換熱器回收冷量復(fù)熱后，作為氣體甲烷輸出低溫裝置；其特征在于在低溫分離工序中設(shè)置用于提高精餾塔再沸器的蒸發(fā)量的輔助循環(huán)，由制冷系統(tǒng)高壓甲烷節(jié)流到一較高中間壓力，抽出一定量的未液化甲烷進(jìn)入精餾塔再沸器作為蒸發(fā)熱源，甲烷被冷卻液化，再節(jié)流至一個(gè)較低中間壓力，進(jìn)入第二換熱器冷卻進(jìn)塔煤層氣，然后再返回到制冷系統(tǒng)相應(yīng)的位置；塔頂蒸發(fā)、再經(jīng)復(fù)熱后的氣體甲烷送入制冷系統(tǒng)，進(jìn)行制冷液化得到液甲烷，即可作為液化天然氣輸出。
2.根據(jù)權(quán)利要求1所述的工藝，其特征在于所述的較高中間壓力，為高于精餾塔壓力0. 2MPa以上；所述的較低中間壓力，為0. 3MPa 0. 45MPa。
3.根據(jù)權(quán)利要求1所述的工藝，其特征在于所述的精餾塔塔釜得到的液甲烷，用塔頂蒸發(fā)的甲烷過(guò)冷后再節(jié)流入塔頂冷凝器。
4.根據(jù)權(quán)利要求1所述的工藝，其特征在于所述的制冷液化工序中，采用帶有預(yù)冷的高壓甲烷二次節(jié)流的液化循環(huán)，或帶有預(yù)冷 的后置式甲烷膨脹循環(huán)，制冷劑為甲烷。
5.根據(jù)權(quán)利要求1所述的工藝，其特征在于所述的低溫裝置中，由制冷系統(tǒng)提供0. 3MPa 0. 45MPa的液甲烷作為冷源。
6.根據(jù)權(quán)利要求1所述的工藝，其特征在于所述的低溫分離工序包括A、原料氣進(jìn)入低溫裝置，通過(guò)第一換熱器換熱冷卻；B、進(jìn)入精餾塔再沸器中的第四換熱器，作為塔釜液的蒸發(fā)熱源，在加熱塔釜液的同時(shí) 自身被冷卻；C、再進(jìn)入第二換熱器進(jìn)一步換熱冷卻；D、經(jīng)節(jié)流降壓，然后進(jìn)入精餾塔，在精餾塔的精餾作用下進(jìn)行分離，塔頂?shù)玫綇U氮?dú)猓?塔釜得到液甲烷；E、精餾塔塔頂?shù)玫降膹U氮?dú)?，分別經(jīng)第二換熱器、第一換熱器回收冷量復(fù)熱至常溫后 排出裝置；F、精餾塔塔釜得到的液甲烷，經(jīng)第三換熱器過(guò)冷、再節(jié)流降壓后，進(jìn)入精餾塔塔頂?shù)睦?凝器作為冷源；蒸發(fā)的甲烷氣分別經(jīng)第三換熱器、第一換熱器回收冷量復(fù)熱至常溫后，作為 氣體甲烷輸出低溫裝置，進(jìn)入制冷系統(tǒng)進(jìn)行下一步制冷液化工序。
7.根據(jù)權(quán)利要求6所述的工藝，其特征在于所述的步驟E中，精餾塔塔頂?shù)玫降膹U氮?dú)?，在?jīng)第二換熱器換熱回收冷量后，通過(guò)膨 脹機(jī)進(jìn)行膨脹降壓，再通過(guò)第一換熱器進(jìn)一步換熱回收冷量復(fù)熱至常溫后排出裝置。
8.根據(jù)權(quán)利要求6或7所述的工藝，其特征在于所述的制冷液化工序包括G、從低溫裝置輸出的氣體甲烷進(jìn)入制冷液化裝置，通過(guò)壓縮機(jī)進(jìn)行3-5級(jí)壓縮；H、出壓縮機(jī)后分別經(jīng)第七換熱器、第六換熱器、第八換熱器換熱冷卻；I、經(jīng)節(jié)流降壓，然后進(jìn)入第一氣液分離器進(jìn)行第一次氣液分離，分別得到未液化氣和 液體甲烷；J、將第一氣液分離器得到的未液化氣分為兩部分；Jl、第一部分進(jìn)入低溫裝置，在低溫裝置的精餾塔再沸器中的第五換熱器中，作為塔釜 液的蒸發(fā)熱源，在加熱塔釜液的同時(shí)自身被冷卻而液化；經(jīng)節(jié)流降壓，再通過(guò)第二換熱器換 熱氣化；然后返回制冷系統(tǒng)，與來(lái)自步驟L經(jīng)第九換熱器復(fù)熱后的氣化甲烷混合后，分別通 過(guò)第八換熱器和第七換熱器換熱、復(fù)熱至常溫，再進(jìn)入壓縮機(jī)，與來(lái)自低溫裝置的氣體甲烷 混合，共同進(jìn)入下一級(jí)壓縮；J2、第二部分分別通過(guò)第八換熱器和第七換熱器換熱、復(fù)熱至常溫，再進(jìn)入壓縮機(jī)，與 壓縮機(jī)中的其它氣體混合，共同進(jìn)入下一級(jí)壓縮；K、由第一氣液分離器得到的液體甲烷經(jīng)第九換熱器換熱過(guò)冷；再經(jīng)節(jié)流降壓；然后進(jìn) 入第二氣液分離器進(jìn)行第二次氣液分離，分別得到氣化甲烷和液體甲烷；L、由第二氣液分離器得到的氣化甲烷，經(jīng)第九換熱器換熱，在過(guò)冷第一氣液分離器得 到的液體甲烷的同時(shí)，自身被復(fù)熱；再與來(lái)自步驟Jl通過(guò)第二換熱器換熱冷卻后的氣體混 合，然后分別通過(guò)第八換熱器和第七換熱器換熱、復(fù)熱至常溫，再進(jìn)入壓縮機(jī)；M、由第二氣液分離器得到的液體甲烷，作為液化天然氣輸出。
9.根據(jù)權(quán)利要求8所述的工藝，其特征在于所述的步驟K中，在第二氣液分離器進(jìn)行第二次氣液分離后，將得到的液體甲烷抽取 一部分，經(jīng)節(jié)流后通過(guò)低溫裝置的第二換熱器換熱，進(jìn)一步冷卻來(lái)自精餾塔再沸器中第四 換熱器的原料氣，同時(shí)自身被加熱；然后返回制冷液化裝置，與來(lái)自步驟Jl通過(guò)第二換熱 器換熱冷卻后的氣體、和來(lái)自步驟L經(jīng)第九換熱器復(fù)熱后的的氣化甲烷混合，分別通過(guò)第 八換熱器和第七換熱器換熱、復(fù)熱至常溫，再進(jìn)入壓縮機(jī)。
10.根據(jù)權(quán)利要求8所述的工藝，其特征在于所述的步驟J2中，由第一氣液分離器得到的未液化氣中的第二部分，經(jīng)第八換熱器換 熱后，通過(guò)膨脹機(jī)進(jìn)行膨脹降壓，再與來(lái)自步驟Jl通過(guò)第二換熱器換熱冷卻后的氣體、和 來(lái)自步驟L經(jīng)第九換熱器復(fù)熱后的的氣化甲烷混合，然后分別通過(guò)第八換熱器和第七換熱 器換熱、復(fù)熱至常溫，再進(jìn)入壓縮機(jī)。
全文摘要
本發(fā)明公開(kāi)了一種煤礦區(qū)煤層氣生產(chǎn)液化天然氣的工藝，將煤礦區(qū)煤層氣經(jīng)除氧、加壓、脫硫、脫碳和干燥處理后，作為原料氣進(jìn)入低溫裝置進(jìn)行低溫分離，分離后分別得到廢氮?dú)夂蜌怏w甲烷，再使低溫分離得到的氣體甲烷進(jìn)入制冷液化裝置進(jìn)行制冷液化，從而得到液化天然氣。采用本發(fā)明工藝，以甲烷含量較低的煤礦區(qū)煤層氣為原料氣，可生產(chǎn)制得甲烷含量達(dá)99％以上的液化天然氣LNG。并且該工藝流程簡(jiǎn)單，設(shè)備投入及維修費(fèi)用少，還可降低循環(huán)壓縮功耗等。
文檔編號(hào)F25J1/02GK101899342SQ20101024426
公開(kāi)日2010年12月1日 申請(qǐng)日期2010年8月4日 優(yōu)先權(quán)日2010年8月4日
發(fā)明者王大軍, 王少楠, 陶鵬萬(wàn) 申請(qǐng)人:西南化工研究設(shè)計(jì)院