回收合成氨尾氣生產(chǎn)lng的裝置及工藝方法
【專利摘要】本發(fā)明屬于一種回收合成氨尾氣生產(chǎn)LNG的裝置及工藝方法，包括進(jìn)氣緩沖罐，進(jìn)氣緩沖罐通過管道與第一換熱器的第一原料氣進(jìn)口相連，第一換熱器的第一原料氣出口通過管道分別與增壓膨脹機(jī)的膨脹端進(jìn)口和再沸器的原料氣進(jìn)口相連，增壓膨脹機(jī)的膨脹端出口通過管道與氣液分離器的原料氣進(jìn)口相連，所述再沸器的原料氣進(jìn)口與再沸器的原料氣出口相連通，再沸器的原料氣出口依次通過第二換熱器的第二原料氣進(jìn)口，第二換熱器的第二原料氣出口和第三節(jié)流閥與精餾塔上部的進(jìn)口相連；具有采用雙膨脹制冷、工藝流程簡單、操作簡便，運(yùn)行穩(wěn)定和低能耗的優(yōu)點(diǎn)。
【專利說明】回收合成氨尾氣生產(chǎn)LNG的裝置及工藝方法
【技術(shù)領(lǐng)域】
[0001]本發(fā)明屬于生產(chǎn)LNG的【技術(shù)領(lǐng)域】，具體涉及一種采用雙膨脹制冷、工藝流程簡單、操作簡便，運(yùn)行穩(wěn)定和低能耗的回收合成氨尾氣生產(chǎn)LNG的裝置及工藝方法。
【背景技術(shù)】
[0002]1941年在美國克利夫蘭建成了世界第一套工業(yè)規(guī)模的LNG裝置，液化能力為8500m3/d。從60年代開始，LNG工業(yè)得到了迅猛發(fā)展，規(guī)模越來越大，基本負(fù)荷型液化能力在2.5X104m3/d。據(jù)資料介紹，目前各國投產(chǎn)的LNG裝置已達(dá)160多套，LNG出口總量已超過 46.18X106t/a。
[0003]一、以天然氣為原料氣的甲烷(LNG或CNG)制取流程
[0004]目前以天然氣為原料生產(chǎn)LNG技術(shù)已經(jīng)相當(dāng)成熟，相應(yīng)的液化工藝流程也較多，包括凈化、預(yù)冷、液化、過冷四大步驟，原料氣甲烷含量一般在95%以上。根據(jù)工藝所采用的制冷劑和制冷機(jī)組，工藝流程主要分為:復(fù)疊式液化循環(huán)(或逐級式、階式)、混合制冷劑液化循環(huán)、(丙烷)預(yù)冷混合制冷劑循環(huán)、雙混合制冷劑制冷循環(huán)和帶膨脹機(jī)的制冷循環(huán)。但由于受到氣源成分以及能耗指標(biāo)的限制，以上工藝流程均存在一定的不足。
[0005]二、焦?fàn)t煤氣甲烷化制取甲烷的工藝流程
[0006]隨著焦?fàn)t煤氣退出城市燃?xì)夤芫W(wǎng)系統(tǒng)，以焦?fàn)t煤氣制取CNG或LNG開始興起。用焦?fàn)t煤氣甲烷化制取甲烷(CNG)的工藝流程，包括焦?fàn)t氣的壓縮、脫硫、加氫脫硫、氧化鋅精脫硫、換熱、甲烷化廢熱回收、冷卻、分離、變壓吸附生產(chǎn)產(chǎn)品天然氣。該工藝流程中最重要的步驟是變壓吸附和甲烷化。甲烷化反應(yīng)將尾氣中的H2、C02、C0轉(zhuǎn)化成CH4，從而提高甲烷的產(chǎn)率。變壓吸附將經(jīng)過甲烷化的原料氣提純，生產(chǎn)符合標(biāo)準(zhǔn)的CNG。生產(chǎn)的壓縮天然氣可以重新供給城市燃?xì)猓部勺鳛榻煌茉垂┒探oCNG加氣站。
[0007]三、以合成氨尾氣為原料氣的甲烷(LNG或CNG)制取流程
[0008]可以預(yù)見，在未來10-20年的時(shí)間內(nèi)，LNG將成為中國天然氣市場的主力軍。目前國內(nèi)已投建的以合成氨尾氣為原料氣的LNG工藝裝置只有五、六套，且規(guī)模較小，技術(shù)水平落后。合成氨尾氣中的甲烷含量較低，一般在25%左右，相對于以天然氣氣藏為原料氣的生產(chǎn)工藝有明顯的劣勢。然而中國每日均有大量的的合成氨尾氣排放到大氣造成能源資源的嚴(yán)重浪費(fèi)，同時(shí)加劇大氣的溫室效應(yīng)，污染環(huán)境。中國的能源結(jié)構(gòu)以煤炭為主，石油、天然氣只占到很小的比例，我國的LNG生產(chǎn)工藝目前還正處于剛剛起步階段，遠(yuǎn)遠(yuǎn)低于世界平均水平。隨著國家對能源需求的不斷增長，引進(jìn)LNG將對優(yōu)化中國的能源結(jié)構(gòu)，有效解決能源供應(yīng)安全、生態(tài)環(huán)境保護(hù)的雙重問題，實(shí)現(xiàn)經(jīng)濟(jì)和社會的可持續(xù)發(fā)展發(fā)揮重要作用。

【發(fā)明內(nèi)容】

[0009]本發(fā)明的目的在于克服現(xiàn)有技術(shù)中的缺陷而提供一種采用雙膨脹制冷、工藝流程簡單、操作簡便，運(yùn)行穩(wěn)定和低能耗的回收合成氨尾氣生產(chǎn)LNG的裝置及工藝方法。
[0010]本發(fā)明的目的是這樣實(shí)現(xiàn)的:包括進(jìn)氣緩沖罐，進(jìn)氣緩沖罐通過管道與第一換熱器的第一原料氣進(jìn)口相連，第一換熱器的第一原料氣出口通過管道分別與增壓膨脹機(jī)的膨脹端進(jìn)口和再沸器的原料氣進(jìn)口相連，增壓膨脹機(jī)的膨脹端出口通過管道與氣液分離器的原料氣進(jìn)口相連，氣液分離器頂部的氣相出口通過管道與第二換熱器的原料氣進(jìn)口相連，第二換熱器的原料氣出口通過第一換熱器的第二原料氣進(jìn)口和第一換熱器的第二原料氣出口與壓縮機(jī)的原料氣進(jìn)口相連，壓縮機(jī)的出口與增壓膨脹機(jī)的增壓端相連，增壓膨脹機(jī)的增壓端與液氨冷卻器的管程相連，液氨冷卻器的管程通過管道與進(jìn)氣緩沖罐和第一換熱器的第一原料氣進(jìn)口之間的管道相連，氣液分離器底部的液相出口通過第一節(jié)流閥與精餾塔中部的進(jìn)口相連，精餾塔頂部的不凝氣體出口通過管道依次與第二換熱器的第一尾氣進(jìn)口、第二換熱器的第一尾氣出口、膨脹機(jī)、第二換熱器的第二尾氣進(jìn)口，第二換熱器的第二尾氣出口和第一換熱器的第一尾氣進(jìn)口相連，第一換熱器的第一尾氣出口與吹風(fēng)爐入口相連；精餾塔的底部液相出口通過管道分別與第二節(jié)流閥和第二換熱器的第二甲烷進(jìn)口相連，第二節(jié)流閥通過管道依次與第二換熱器的第一甲烷進(jìn)口、第二換熱器的第一甲烷出口、第一換熱器的第一甲烷進(jìn)口、第一換熱器的第一甲烷出口、甲烷壓縮機(jī)，二氧化碳冷卻器的管程和第一換熱器的第二甲烷進(jìn)口相連，第一換熱器的第二甲烷出口與再沸器的甲烷進(jìn)口相連，再沸器的甲烷出口通過管道依次與第二換熱器的第三甲烷進(jìn)口，第二換熱器的第三甲烷出口，第四節(jié)流閥和LNG儲罐相連；所述第二換熱器的第二甲烷進(jìn)口通過第二換熱器的第二甲烷出口和第五節(jié)流閥與LNG儲罐相連；所述再沸器的原料氣進(jìn)口與再沸器的原料氣出口相連通，再沸器的原料氣出口依次通過第二換熱器的第二原料氣進(jìn)口，第二換熱器的第二原料氣出口和第三節(jié)流閥與精餾塔上部的進(jìn)口相連。
[0011]所述的壓縮機(jī)為二級壓縮，其一級壓縮工段排氣口與二級壓縮工段的進(jìn)氣口之間設(shè)有第一水冷卻器，二級壓縮工段的排氣口設(shè)有第二水冷卻器。
[0012]所述甲烷壓縮機(jī)為二級壓縮，其一級壓縮工段排氣口與二級壓縮工段的進(jìn)氣口之間設(shè)有甲烷水冷卻器，二級壓縮工段的排氣口與二氧化碳冷卻器的管程之間設(shè)有液氨冷卻器。
[0013]所述第一換熱器上設(shè)有與二氧化碳儲液器相連的第一換熱器二氧化碳進(jìn)口和第一換熱器二氧化碳出口，所述第一換熱器二氧化碳出口與二氧化碳冷凝器相連。
[0014]所述液氨冷卻器的殼程兩端分別與液氨儲罐和螺桿式氨制冷壓縮機(jī)相連。
[0015]所述二氧化碳冷卻器的殼程兩端分別與二氧化碳儲液器和二氧化碳冷凝器相連。
[0016]一種回收合成氨尾氣生產(chǎn)LNG的工藝方法，包括如下步驟:
[0017]步驟一:進(jìn)氣緩沖罐中的原料氣通過第一換熱器的第一原料氣進(jìn)口和第一換熱器的第一原料氣出口后分別進(jìn)入增壓膨脹機(jī)的膨脹端和再沸器的原料氣進(jìn)口，所述的原料氣的組成成份為:甲燒、氮?dú)猓瑲輾夂蜌錃?；所述原料氣在第一換熱器的第一原料氣進(jìn)口時(shí)的溫度為:8°C?10°C，原料氣在第一換熱器的第一原料氣出口的溫度為:-110°C，氣相分率為I ;
[0018]步驟二:使上述步驟一中所述的原料氣通過增壓膨脹機(jī)的膨脹端進(jìn)入氣液分離器內(nèi)進(jìn)行氣液分離，氣液分離后，其氣相通過第二換熱器的原料氣進(jìn)口進(jìn)入第二換熱器內(nèi)，其液相通過第一節(jié)流閥和精餾塔中部的進(jìn)口進(jìn)入精餾塔內(nèi)；所述原料氣經(jīng)過增壓膨脹機(jī)膨脹端后的溫度為:-146.7°C，氣相分率為0.96 ;所述氣液分離后氣相的溫度為:-146.7°C?-147°C，甲烷摩爾含量為22.1% ;[0019]步驟三:使上述步驟二中進(jìn)入第二換熱器內(nèi)的原料氣依次通過第二換熱器的原料氣出口、第一換熱器的第二原料氣進(jìn)口、第一換熱器的第二原料氣出口、壓縮機(jī)，增壓膨脹機(jī)的增壓端和液氨冷卻器的管程進(jìn)入進(jìn)氣緩沖罐和第一換熱器的第一原料氣進(jìn)口之間的管道內(nèi)，所述第二換熱器的原料氣出口時(shí)原料氣的溫度為:_132°C，第一換熱器的第二原料氣出口時(shí)原料氣的溫度為:4.8°C?7°C，壓縮機(jī)出口時(shí)原料氣的溫度為:35°C?55°C，增壓膨脹機(jī)增壓端出口原料氣的溫度為:66°C?88°C，液氨冷卻器11出口原料氣的溫度為:8。。?10。。；
[0020]步驟四:使步驟一中進(jìn)入再沸器的原料氣進(jìn)口的原料氣依次通過再沸器的原料氣出口、第二換熱器的第二原料氣進(jìn)口、第二換熱器的第二原料氣出口，第三節(jié)流閥和精餾塔上部的進(jìn)口進(jìn)入精餾塔內(nèi)；再沸器的原料氣出口的原料氣溫度為:_128°C?_130°C，氣相分率為0.9?0.97 ;第二換熱器的第二原料氣出口的原料氣溫度為:_162°C?_165°C，氣相分率為0.29?0.31 ;經(jīng)過第三節(jié)流閥節(jié)流降壓后原料氣溫度為:_177°C?_179°C，氣相分率為0.45?0.5 ;
[0021]步驟五:使步驟二和步驟四中進(jìn)入精餾塔的原料氣進(jìn)行精餾提純，精餾提純后的氣相通過精餾塔頂部的不凝氣體出口和第二換熱器的第一尾氣進(jìn)口進(jìn)入第二換熱器的內(nèi)部，精餾提純后的液相通過精餾塔的底部液相出口一部分通過第二節(jié)流閥和第二換熱器的第一甲烷進(jìn)口進(jìn)入第二換熱器的內(nèi)部，另一部分通過第二換熱器的第二甲烷進(jìn)口進(jìn)入第二換熱器的內(nèi)部；所述精餾塔頂部的不凝氣體出口排出的不凝氣體為尾氣，尾氣的溫度為:-171°C?-172°C，所述精餾塔的底部液相出口排出的液相物質(zhì)為甲烷，甲烷的溫度為:-131.9°C，甲烷摩爾含量99.2% ;所述甲烷通過第二節(jié)流閥節(jié)流降壓后的溫度為:-154.7°C，氣相分率為0.178 ；
[0022]步驟六:使步驟五中通過第二換熱器的第一尾氣進(jìn)口進(jìn)入第二換熱器內(nèi)部的尾氣通過管道依次第二換熱器的第一尾氣出口、膨脹機(jī)、第二換熱器的第二尾氣進(jìn)口、第二換熱器的第二尾氣出口，第一換熱器的第一尾氣進(jìn)口和第一換熱器的第一尾氣出口相連通，第一尾氣出口與吹風(fēng)爐入口相連；所述尾氣在第二換熱器的第一尾氣出口時(shí)的溫度為:-144°C，所述經(jīng)膨脹機(jī)膨脹制冷后的尾氣溫度為:_185°C，氣相分率為I ;所述尾氣從第二換熱器的第二尾氣出口排出時(shí)的溫度為:_132°C ;所述尾氣從第一換熱器的第一尾氣出口排出時(shí)的溫度為:4.8°C?7V ;尾氣中含有甲烷、氮?dú)猓瑲鍤夂蜌錃?，其中，甲烷占原料氣中甲燒?%,気氣為原料氣中気氣的97%,氮?dú)夂蜌錃鉃樵蠚庵腥康牡獨(dú)夂蜌錃猓?br> [0023]步驟七:使步驟五中通過第二換熱器的第一甲烷進(jìn)口進(jìn)入第二換熱器的內(nèi)部甲烷依次通過第二換熱器的第一甲烷出口、第一換熱器的第一甲烷進(jìn)口、第一換熱器的第一甲烷出口、甲烷壓縮機(jī)、二氧化碳冷卻器的管程、第一換熱器的第二甲烷進(jìn)口，第一換熱器的第二甲烷出口和再沸器的甲烷進(jìn)口進(jìn)入再沸器內(nèi)；所述甲烷通過第二換熱器的第一甲烷出口排出時(shí)的溫度為:_132°C，氣相分率為I ;所述甲烷通過第一換熱器的第一甲烷出口排出時(shí)的溫度為:4.8°C?TC ;所述甲烷通過甲烷壓縮機(jī)壓縮后的甲烷溫度為:8°C?10°C ;所述甲烷通過二氧化碳冷卻器冷卻后的溫度為:_48°C?-50°C ;所述甲烷通過第一換熱器的第二甲烷出口排出時(shí)的溫度為:-1io°c，氣相分率為I ;
[0024]步驟八:使步驟七中進(jìn)入再沸器內(nèi)的甲烷依次通過再沸器的甲烷出口、第二換熱器的第三甲烷進(jìn)口，第二換熱器的第三甲烷出口和第四節(jié)流閥進(jìn)入LNG儲罐中，所述甲烷通過再沸器的甲烷出口時(shí)排出時(shí)的溫度為:-129.7°C，氣相分率為O ;所述甲烷通過第二換熱器進(jìn)行過冷處理，過冷處理后的甲烷溫度為:_157°C?_165°C，氣相分率為O ;
[0025]步驟九:使步驟五中通過第二換熱器的第二甲烷進(jìn)口進(jìn)入第二換熱器的內(nèi)部甲烷通過第二換熱器的第二甲烷出口和第五節(jié)流閥進(jìn)入LNG儲罐內(nèi)；所述甲烷通過第二換熱器的第二甲烷出口排出時(shí)的溫度為:_157°C?_165°C，氣相分率為O ;所述步驟八和步驟九進(jìn)入LNG儲罐內(nèi)的產(chǎn)品甲烷純度為:99.2%，其中，還含有0.8%的氬氣；
[0026]步驟十:二氧化碳儲液器中的二氧化碳通過第一換熱器二氧化碳進(jìn)口和第一換熱器二氧化碳出口進(jìn)入到二氧化碳冷凝器中，所述二氧化碳儲液器出口的二氧化碳的溫度為:_48°C?-50°C，氣相分率為0，所述二氧化碳在第一換熱器二氧化碳出口時(shí)的溫度為:4.8°C?7°C，氣相分率為I。
[0027]本發(fā)明采用液氨，液體CO2和甲烷為制冷劑的三個(gè)制冷循環(huán)復(fù)疊，采用雙膨脹的循環(huán)制冷工藝充分有效的回收和分配系統(tǒng)中的冷量，實(shí)現(xiàn)物料的逐級被冷卻、冷凝液化和過冷。本發(fā)明克服傳統(tǒng)觀念，將制冷劑由傳統(tǒng)工藝中的丙烷和乙烯改為液氨、液體CO2,在大幅度降低制冷成本的同時(shí)，提高了其生產(chǎn)中的安全系數(shù)。
[0028]國內(nèi)目前已投運(yùn)的同類裝置只有五、六家，且項(xiàng)目規(guī)模大小差距較大，為方便對比，本發(fā)明選擇與設(shè)計(jì)規(guī)模與本發(fā)明較類似的甘肅金昌化學(xué)工業(yè)集團(tuán)有限公司進(jìn)行對比。具體可參見下表:
[0029]
【權(quán)利要求】
1.一種回收合成氨尾氣生產(chǎn)LNG的裝置，包括進(jìn)氣緩沖罐(41)，其特征在于:進(jìn)氣緩沖罐(41)通過管道與第一換熱器(I)的第一原料氣進(jìn)口(37)相連，第一換熱器(I)的第一原料氣出口(38)通過管道分別與增壓膨脹機(jī)(10)的膨脹端(50)進(jìn)口和再沸器(2)的原料氣進(jìn)口相連，增壓膨脹機(jī)(10)的膨脹端(50)出口通過管道與氣液分離器(8)的原料氣進(jìn)口相連，氣液分離器(8)頂部的氣相出口通過管道與第二換熱器(3)的原料氣進(jìn)口(30)相連，第二換熱器(3)的原料氣出口(23)通過第一換熱器(I)的第二原料氣進(jìn)口(19)和第一換熱器(I)的第二原料氣出口(15)與壓縮機(jī)(9)的原料氣進(jìn)口相連，壓縮機(jī)(9)的出口與增壓膨脹機(jī)(10)的增壓端(51)相連，增壓膨脹機(jī)(10)的增壓端(51)與液氨冷卻器(11)的管程相連，液氨冷卻器(11)的管程通過管道與進(jìn)氣緩沖罐(41)和第一換熱器(I)的第一原料氣進(jìn)口(37)之間的管道相連，氣液分離器(8)底部的液相出口通過第一節(jié)流閥(13)與精餾塔(4)中部的進(jìn)口相連，精餾塔(4)頂部的不凝氣體出口通過管道依次與第二換熱器(3)的第一尾氣進(jìn)口(35)、第二換熱器(3)的第一尾氣出口(28)、膨脹機(jī)(7)、第二換熱器(3)的第二尾氣進(jìn)口(36)，第二換熱器(3)的第二尾氣出口(29)和第一換熱器(I)的第一尾氣進(jìn)口(21)相連，第一換熱器(I)的第一尾氣出口(17)與吹風(fēng)爐(42)入口相連；精餾塔(4)的底部液相出口通過管道分別與第二節(jié)流閥(14)和第二換熱器(3)的第二甲烷進(jìn)口(32)相連，第二節(jié)流閥(14)通過管道依次與第二換熱器(3)的第一甲烷進(jìn)口(31)、第二換熱器(3)的第一甲烷出口(24)、第一換熱器(I)的第一甲烷進(jìn)口(20)、第一換熱器(I)的第一甲烷出口(16)、甲烷壓縮機(jī)(5)，二氧化碳冷卻器(6)的管程和第一換熱器(I)的第二甲烷進(jìn)口(39)相連，第一換熱器(I)的第二甲烷出口(40)與再沸器(2)的甲烷進(jìn)口相連，再沸器(2)的甲烷出口通過管道依次與第二換熱器(3)的第三甲烷進(jìn)口(27)，第二換熱器⑶的第三甲烷出口(34·)，第四節(jié)流閥(45)和LNG儲罐(44)相連；所述第二換熱器(3)的第二甲烷進(jìn)口(32)通過第二換熱器(3)的第二甲烷出口(25)和第五節(jié)流閥(43)與LNG儲罐(44)相連；所述再沸器(2)的原料氣進(jìn)口與再沸器(2)的原料氣出口相連通，再沸器(2)的原料氣出口依次通過第二換熱器(3)的第二原料氣進(jìn)口(26)，第二換熱器(3)的第二原料氣出口(33)和第三節(jié)流閥(12)與精餾塔(4)上部的進(jìn)口相連。
2.根據(jù)權(quán)利要求1所述的回收合成氨尾氣生產(chǎn)LNG的裝置，其特征在于:所述的壓縮機(jī)(9)為二級壓縮，其一級壓縮工段排氣口與二級壓縮工段的進(jìn)氣口之間設(shè)有第一水冷卻器(52)，二級壓縮工段的排氣口設(shè)有第二水冷卻器(53)。
3.根據(jù)權(quán)利要求1所述的回收合成氨尾氣生產(chǎn)LNG的裝置，其特征在于:所述甲烷壓縮機(jī)(5)為二級壓縮，其一級壓縮工段排氣口與二級壓縮工段的進(jìn)氣口之間設(shè)有甲烷水冷卻器(54)，二級壓縮工段的排氣口與二氧化碳冷卻器￠)的管程之間設(shè)有液氨冷卻器(55)。
4.根據(jù)權(quán)利要求1所述的回收合成氨尾氣生產(chǎn)LNG的裝置，其特征在于:所述第一換熱器(I)上設(shè)有與二氧化碳儲液器(46)相連的第一換熱器(I) 二氧化碳進(jìn)口(22)和第一換熱器(I) 二氧化碳出口(18)，所述第一換熱器(I) 二氧化碳出口(18)與二氧化碳冷凝器(47)相連。
5.根據(jù)權(quán)利要求1所述的回收合成氨尾氣生產(chǎn)LNG的裝置，其特征在于:所述液氨冷卻器(11)的殼程兩端分別與液氨儲罐(48)和螺桿式氨制冷壓縮機(jī)(49)相連。
6.根據(jù)權(quán)利要求1所述的回收合成氨尾氣生產(chǎn)LNG的裝置，其特征在于:所述二氧化碳冷卻器出)的殼程兩端分別與二氧化碳儲液器(46)和二氧化碳冷凝器(47)相連。
7.一種回收合成氨尾氣生產(chǎn)LNG的工藝方法，其特征在于:該工藝方法包括如下步驟:步驟一:進(jìn)氣緩沖罐(41)中的原料氣通過第一換熱器(I)的第一原料氣進(jìn)口(37)和第一換熱器(I)的第一原料氣出口(38)后分別進(jìn)入增壓膨脹機(jī)(10)的膨脹端(50)和再沸器(2)的原料氣進(jìn)口，所述的原料氣的組成成份為:甲烷、氮?dú)?，氬氣和氫氣；所述原料氣在第一換熱器(I)的第一原料氣進(jìn)口(37)時(shí)的溫度為:8°C?10°C，原料氣在第一換熱器⑴的第一原料氣出口(38)的溫度為:-110°C，氣相分率為I ;步驟二:使上述步驟一中所述的原料氣通過增壓膨脹機(jī)(10)的膨脹端(50)進(jìn)入氣液分離器(8)內(nèi)進(jìn)行氣液分離，氣液分離后，其氣相通過第二換熱器(3)的原料氣進(jìn)口(30)進(jìn)入第二換熱器(3)內(nèi)，其液相通過第一節(jié)流閥(13)和精餾塔(4)中部的進(jìn)口進(jìn)入精餾塔(4)內(nèi)；所述原料氣經(jīng)過增壓膨脹機(jī)(10)膨脹端后的溫度為:-146.7°C，氣相分率為0.96 ；所述氣液分離后氣相的溫度為:-146.7V?-147°C，甲烷摩爾含量為22.1% ;步驟三:使上述步驟二中進(jìn)入第二換熱器(3)內(nèi)的原料氣依次通過第二換熱器(3)的原料氣出口(23)、第一換熱器(I)的第二原料氣進(jìn)口(19)、第一換熱器(I)的第二原料氣出口(15)、壓縮機(jī)(9)，增壓膨脹機(jī)(10)的增壓端(51)和液氨冷卻器(11)的管程進(jìn)入進(jìn)氣緩沖罐(41)和第一換熱器(I)的第一原料氣進(jìn)口(37)之間的管道內(nèi)，所述第二換熱器(3)的原料氣出口(23)時(shí)原料氣的溫度為:_132°C，第一換熱器⑴的第二原料氣出口(15)時(shí)原料氣的溫度為:4.8°C?7°C，壓縮機(jī)(9)出口時(shí)原料氣的溫度為:35°C?55°C，增壓膨脹機(jī)(10)增壓端(51)出口原料氣的溫度為:66°C?88°C，液氨冷卻器11出口原料氣的溫度為:8°C?10°C ；步驟四:使步驟一中進(jìn)入再沸器(2)的原料氣進(jìn)口的原料氣依次通過再沸器(2)的原料氣出口、第二換熱器(3)的第二原料氣進(jìn)口(26)、第二換熱器(3)的第二原料氣出口(33)，第三節(jié)流閥(12)和精餾塔(4)上部的進(jìn)口進(jìn)入精餾塔(4)內(nèi)；再沸器(2)的原料氣出口的原料氣溫度為:-1281:?-1301:，氣相分率為0.9?0.97 ;第二換熱器(3)的第二原料氣出口(33)的原料氣溫度為:_162°C?_165°C，氣相分率為0.29?0.31 ;經(jīng)過第三節(jié)流閥(12)節(jié)流降壓后原料氣溫度為:_177°C?_179°C，氣相分率為0.45?0.5 ;步驟五:使步驟二和步驟四中進(jìn)入精餾塔(4)的原料氣進(jìn)行精餾提純，精餾提純后的氣相通過精餾塔(4)頂部的不凝氣體出口和第二換熱器(3)的第一尾氣進(jìn)口(35)進(jìn)入第二換熱器(3)的內(nèi)部，精餾提純后的液相通過精餾塔(4)的底部液相出口一部分通過第二節(jié)流閥(14)和第二換熱器(3)的第一甲烷進(jìn)口(31)進(jìn)入第二換熱器(3)的內(nèi)部，另一部分通過第二換熱器(3)的第二甲烷進(jìn)口(32)進(jìn)入第二換熱器(3)的內(nèi)部；所述精餾塔(4)頂部的不凝氣體出口排出的不凝氣體為尾氣，尾氣的溫度為:-171°C?_172°C，所述精餾塔⑷的底部 液相出口排出的液相物質(zhì)為甲燒，甲烷的溫度為:-131.9°C，甲烷摩爾含量99.2% ;所述甲烷通過第二節(jié)流閥(14)節(jié)流降壓后的溫度為:-154.7°C，氣相分率為.0.178 ；步驟六:使步驟五中通過第二換熱器(3)的第一尾氣進(jìn)口(35)進(jìn)入第二換熱器(3)內(nèi)部的尾氣通過管道依次第二換熱器(3)的第一尾氣出口(28)、膨脹機(jī)(7)、第二換熱器(3)的第二尾氣進(jìn)口(36)、第二換熱器(3)的第二尾氣出口(29)，第一換熱器(I)的第一尾氣進(jìn)口(21)和第一換熱器(I)的第一尾氣出口(17)相連通，第一尾氣出口(17)與吹風(fēng)爐(42)入口相連；所述尾氣在第二換熱器(3)的第一尾氣出口(28)時(shí)的溫度為:_144°C，所述經(jīng)膨脹機(jī)(7)膨脹制冷后的尾氣溫度為:_185°C，氣相分率為I ;所述尾氣從第二換熱器(3)的第二尾氣出口(29)排出時(shí)的溫度為:_132°C ;所述尾氣從第一換熱器(I)的第一尾氣出口(17)排出時(shí)的溫度為:4.8°C?7°C;尾氣中含有甲烷、氮?dú)?，氬氣和氫氣，其中，甲烷占原料氣中甲燒?%，IS氣為原料氣中IS氣的97%,氮?dú)夂蜌錃鉃樵蠚庵腥康牡獨(dú)夂蜌錃?；步驟七:使步驟五中通過第二換熱器(3)的第一甲烷進(jìn)口(31)進(jìn)入第二換熱器(3)的內(nèi)部甲烷依次通過第二換熱器(3)的第一甲烷出口(24)、第一換熱器(I)的第一甲烷進(jìn)口(20)、第一換熱器(I)的第一甲烷出口(16)、甲烷壓縮機(jī)(5)、二氧化碳冷卻器(6)的管程、第一換熱器(I)的第二甲烷進(jìn)口(39)，第一換熱器(I)的第二甲烷出口(40)和再沸器(2)的甲烷進(jìn)口進(jìn)入再沸器(2)內(nèi)；所述甲烷通過第二換熱器(3)的第一甲烷出口(24)排出時(shí)的溫度為:_132°C，氣相分率為I ;所述甲烷通過第一換熱器(I)的第一甲烷出口(16)排出時(shí)的溫度為:4.8°C?TC;所述甲烷通過甲烷壓縮機(jī)(5)壓縮后的甲烷溫度為:8°C?10°C;所述甲烷通過二氧化碳冷卻器(6)冷卻后的溫度為:_48°C?-50°C ;所述甲烷通過第一換熱器⑴的第二甲烷出口(40)排出時(shí)的溫度為:-110°C，氣相分率為I ;步驟八:使步驟七中進(jìn)入再沸器(2)內(nèi)的甲烷依次通過再沸器(2)的甲烷出口、第二換熱器(3)的第三甲烷進(jìn)口(27)，第二換熱器(3)的第三甲烷出口(34)和第四節(jié)流閥(43)進(jìn)入LNG儲罐(44)中，所述甲烷通過再沸器(2)的甲烷出口時(shí)排出時(shí)的溫度為:-129.7°C，氣相分率為O ;所述甲烷通過第二換熱器(3)進(jìn)行過冷處理，過冷處理后的甲烷溫度為:-157°C?_165°C，氣相分率為O ;步驟九:使步驟五中 通過第二換熱器(3)的第二甲烷進(jìn)口(32)進(jìn)入第二換熱器⑶的內(nèi)部甲烷通過第二換熱器⑶的第二甲烷出口(25)和第五節(jié)流閥(45)進(jìn)入LNG儲罐(44)內(nèi)；所述甲烷通過第二換熱器(3)的第二甲烷出口(25)排出時(shí)的溫度為:_157°C?_165°C，氣相分率為O ;所述步驟八和步驟九進(jìn)入LNG儲罐(44)內(nèi)的產(chǎn)品甲烷純度為:99.2%，其中，還含有0.8%的氬氣；步驟十:二氧化碳儲液器(46)中的二氧化碳通過第一換熱器(I) 二氧化碳進(jìn)口(22)和第一換熱器(I) 二氧化碳出口(18)進(jìn)入到二氧化碳冷凝器(47)中，所述二氧化碳儲液器(46)出口的二氧化碳的溫度為:_48°C?_50°C，氣相分率為0，所述二氧化碳在第一換熱器(I) 二氧化碳出口(18)時(shí)的溫度為:4.8°C?7°C，氣相分率為I。
【文檔編號】F25J3/02GK103438662SQ201310384122
【公開日】2013年12月11日 申請日期:2013年8月21日 優(yōu)先權(quán)日:2013年8月21日
【發(fā)明者】周永軍, 閆紅偉, 陳劍軍, 張亞清, 銀延蛟, 呂書山, 楊宇 申請人:河南心連心深冷能源股份有限公司