甲烷深冷分離裝置提高LNG產(chǎn)量的方法

(查都(上海)科技有限公司，上海 200131)

甲烷深冷分離裝置的工作原理是利用原料氣中各組分沸點(diǎn)的不同，通過(guò)物理降溫與精餾的方法達(dá)到分離甲烷的目的。來(lái)自上游工段低溫甲醇洗裝置出來(lái)的原料氣，首先經(jīng)分子篩過(guò)濾器脫除微量甲醇和一氧化碳等，然后進(jìn)入冷箱，經(jīng)換熱器冷卻至約-157℃，此時(shí)大量的甲烷被冷凝下來(lái)，再經(jīng)精餾塔蒸發(fā)、冷凝后，其中大部分甲烷被分離出來(lái)，從精餾塔底部出來(lái)的液態(tài)甲烷產(chǎn)品送入LNG儲(chǔ)罐，精餾塔塔頂出來(lái)的氣體(主要為氫氣和一氧化碳等)被送至甲醇合成系統(tǒng)[1]。當(dāng)甲烷深冷分離裝置入口原料氣中甲烷含量高于設(shè)計(jì)值時(shí)，系統(tǒng)就會(huì)出現(xiàn)LNG液化冷量不足的問(wèn)題，造成原料氣中部分甲烷無(wú)法液化成LNG，影響LNG產(chǎn)量。甲烷氣體對(duì)于后續(xù)甲醇合成裝置來(lái)講是惰性氣體，會(huì)造成甲醇合成裝置合成效率下降，弛放氣放空量增大，同時(shí)也會(huì)影響甲醇合成裝置的產(chǎn)量。

1 未提高產(chǎn)量前的基本情況

1.1 甲烷深冷分離裝置現(xiàn)狀

我國(guó)西北某甲醇企業(yè)配置有兩套同等規(guī)模的甲烷深冷分離裝置，原設(shè)計(jì)時(shí)進(jìn)甲烷深冷分離裝置原料氣中甲烷含量為15.16%(見(jiàn)表1)，而實(shí)際生產(chǎn)中原料氣中甲烷含量為20%～22%。原料氣中因甲烷含量的增加，系統(tǒng)對(duì)冷量的需求也會(huì)相應(yīng)增大，同時(shí)出現(xiàn)膨脹機(jī)的膨脹端與增壓端動(dòng)力不匹配的問(wèn)題，造成原設(shè)計(jì)的膨脹機(jī)無(wú)法正常運(yùn)行，雖節(jié)流制冷能回收部分冷量，但效率低，還是會(huì)損失部分膨脹制冷量。因系統(tǒng)冷量不足，造成部分甲烷無(wú)法液化而進(jìn)入至膨脹機(jī)增壓端氣量增大，從而出現(xiàn)膨脹機(jī)增壓端出力不足，出甲烷深冷分離裝置的合成氣出口壓力只有1.15 MPa(g)。為整個(gè)大系統(tǒng)的平衡，在原始設(shè)計(jì)的出口管徑已定的情況下，因出口壓力的降低造成輸送量減少，部分合成氣未進(jìn)入甲醇合成裝置而被直接放空至火炬，無(wú)法為下游甲醇合成裝置提供充足的原料，影響甲醇產(chǎn)量，且合成氣壓力降低造成下游合成氣壓縮機(jī)出力增加，操作難度增加。甲醇合成系統(tǒng)由于甲烷含量高，使得弛放氣放空量加大，全廠火炬燃燒強(qiáng)度增大。

表1 原始設(shè)計(jì)進(jìn)甲烷深冷分離裝置原料氣組成

注：原料氣溫度為30 ℃，壓力為4.85 MPa(g)，流量為227 574 Nm3/h。

另外，目前冷劑壓縮機(jī)出口壓力未達(dá)到原始設(shè)計(jì)值，原始設(shè)計(jì)出口壓力為3.35 MPa(g)，而實(shí)際生產(chǎn)中為控制冷劑壓縮機(jī)各振動(dòng)值在設(shè)計(jì)范圍內(nèi)，其出口壓力最多只能達(dá)到2.75 MPa(g)，因冷劑氣出口壓力的降低，造成冷劑壓縮機(jī)為系統(tǒng)提供的冷量減少，在夏季全廠循環(huán)水系統(tǒng)上水溫度升高后，也會(huì)降低冷劑壓縮機(jī)部分出力，該因素也影響了部分LNG與甲醇產(chǎn)量。

1.2 影響甲烷產(chǎn)能數(shù)據(jù)分析

原設(shè)計(jì)時(shí)甲烷深冷分離裝置的高品質(zhì)冷量全部來(lái)自于冷劑氣節(jié)流制冷與原料氣膨脹效應(yīng)制冷。以下通過(guò)各種數(shù)據(jù)對(duì)比分析，估算比較各種工況下因冷量減少可能影響的LNG產(chǎn)量。

1.2.1冷量來(lái)源分析

單套甲烷深冷分離裝置原始設(shè)計(jì)時(shí)冷劑氣即冷劑壓縮機(jī)處可提供的冷量為7 924.5 kW，膨脹機(jī)處可提供的冷量為1 948 kW，節(jié)流閥處能提供的冷量為161 kW；裝置原始設(shè)計(jì)LNG產(chǎn)能為25 292.4 kg/h。用總冷量除以LNG小時(shí)產(chǎn)量，可估算出每噸LNG產(chǎn)品的冷量消耗，經(jīng)計(jì)算每旽LNG消耗系統(tǒng)冷量為(7 924.5+1 948+161)kW/25 292.4 t·h-1=396.7 kW/(t·h-1)。

1.2.2影響產(chǎn)量估算

單套甲烷深冷分離裝置，實(shí)際工況下原始設(shè)計(jì)混合冷劑氣體組分，在冷劑壓縮機(jī)出口壓力為2 750 kPa(g)時(shí)，冷劑壓縮機(jī)提供的冷量為6 920.7 kW。冷劑壓縮機(jī)因出口壓力未達(dá)到設(shè)計(jì)值，估算損失的LNG產(chǎn)量為(7 924.5-6 920.7)kW/396.7 kW/(t·h-1)=2.53 t·h-1，折兩套甲烷深冷分離裝置影響LNG產(chǎn)量為2.53×24×2=121.4 t/d。

單套甲烷深冷分離裝置膨脹機(jī)不開(kāi)機(jī)時(shí)，膨脹機(jī)側(cè)節(jié)流閥能提供的冷量為800 kW，膨脹機(jī)不開(kāi)機(jī)時(shí)影響產(chǎn)量折兩套甲烷深冷分離裝置影響LNG產(chǎn)量為(1 948-800)kW/396.7 kW/(t·h-1)×24×2=138.9 t/d。

兩套甲烷深冷分離裝置膨脹機(jī)不開(kāi)機(jī)，且冷劑壓縮機(jī)因出口壓力未達(dá)到設(shè)計(jì)值時(shí)，影響的總LNG產(chǎn)量為121.4+138.9=260.3 t/d。

1.2.3膨脹機(jī)不同負(fù)荷計(jì)算

雖膨脹機(jī)因原始設(shè)計(jì)組分與實(shí)際組分有較大差別，造成無(wú)法長(zhǎng)時(shí)間正常運(yùn)行，故在此對(duì)其不同負(fù)荷工況影響進(jìn)行分析。

在原始設(shè)計(jì)時(shí)膨脹機(jī)增壓端設(shè)計(jì)流量為84 313 kg/h，出口壓力為2 425 kPa(a)，膨脹機(jī)膨脹端功率為1 948 kW，膨脹機(jī)增壓端功率為1 926 kW。

(1)原始設(shè)計(jì)工況下膨脹機(jī)在不同負(fù)荷工況下出力情況見(jiàn)表2。

表2 原始設(shè)計(jì)工況下膨脹機(jī)在不同負(fù)荷工況下出力情況

續(xù)表

注：原料氣體組成按設(shè)計(jì)組分，增壓端不考慮機(jī)械損失。

(2)實(shí)際工況下膨脹機(jī)在不同負(fù)荷運(yùn)行。實(shí)際工況下按膨脹機(jī)能短時(shí)間正常運(yùn)行考慮，計(jì)算膨脹機(jī)能達(dá)到的負(fù)荷率(見(jiàn)表3)。實(shí)際工況下膨脹機(jī)能達(dá)到的負(fù)荷率為A裝置膨脹機(jī)的膨脹端：1 261/1 948=64.73%;B裝置膨脹機(jī)的膨脹端：1 234/1 948=63.35%，通過(guò)負(fù)荷率可以看出實(shí)際工況下膨脹機(jī)的膨脹端動(dòng)力不足，而增壓端又負(fù)荷過(guò)重，故膨脹機(jī)無(wú)法正常運(yùn)行且極易損壞。

表3 實(shí)際工況計(jì)算

(3)實(shí)際工況下影響產(chǎn)能估算。兩套甲烷深冷分離裝置膨脹機(jī)的膨脹端入口氣量未達(dá)到設(shè)計(jì)值時(shí)，影響的LNG產(chǎn)量為：(1 250-800)kW/396.7 kW/(t·h-1)×24×2=54.4 t/d；兩套甲烷深冷分離裝置膨脹機(jī)不開(kāi)機(jī)且入口氣量未達(dá)到設(shè)計(jì)值時(shí)，節(jié)流閥影響的LNG產(chǎn)量為：(800-623)kW/396.7 kW/(t·h-1)×24×2=21.4 t/d。兩套甲烷深冷分離裝置膨脹機(jī)按實(shí)際負(fù)荷開(kāi)機(jī)，且冷劑壓縮機(jī)因出口壓力未達(dá)到設(shè)計(jì)值時(shí)，影響的LNG產(chǎn)量為121.4+54.4=175.8 t/d。

綜上所述，兩套甲烷深冷分離裝置膨脹機(jī)不開(kāi)機(jī)，膨脹機(jī)側(cè)節(jié)流閥未達(dá)到設(shè)計(jì)氣量與冷劑壓縮機(jī)因出口壓力未達(dá)到設(shè)計(jì)值時(shí)，影響產(chǎn)量為121.4+138.9+21.4=281.7 t/d。若通過(guò)合適的方法，向兩套甲烷深冷分離裝置中輸入足夠的冷量，能達(dá)到LNG與甲醇雙增產(chǎn)的有利效果。

2 提高LNG產(chǎn)量的方法

要把實(shí)際工況下原料氣中更多的甲烷氣體液化成LNG，就需要向系統(tǒng)提供更多的冷量，利用余熱回收技術(shù)從該化工企業(yè)生產(chǎn)裝置中收集一定量的余熱，以此作為驅(qū)動(dòng)熱源來(lái)制取低溫冷水，再通過(guò)對(duì)甲烷深冷分離裝置進(jìn)行一定改造，找到幾處合適的冷量輸入點(diǎn)，可向甲烷深冷分離裝置中輸入一定量的低溫冷量，減少高品質(zhì)冷量的消耗，以及配合冷劑組成的調(diào)整，降低冷劑組成中重組分(例如異戊烷的含量)，從而將更多的甲烷氣體液化成LNG。向甲烷深冷分離裝置中輸入的低溫冷水設(shè)計(jì)指標(biāo)為上水5～7 ℃，回水10～12 ℃。

2.1 冷量輸入點(diǎn)1(原料氣入分子篩前)

可實(shí)施的冷量輸入點(diǎn)1見(jiàn)圖1，原始設(shè)計(jì)中原料氣經(jīng)原料氣壓縮機(jī)出口冷卻器冷卻降溫至40 ℃后，進(jìn)入分子篩過(guò)濾器，除去微量可凍結(jié)組分后送至冷箱，通過(guò)在壓縮機(jī)出口冷卻器后，再增加1臺(tái)低溫冷水換熱器，可在冷量輸入點(diǎn)1處向甲烷深冷分離裝置中輸入部分低溫冷量，且原料氣溫度降低后還可提前分離掉更多甲醇與水，減輕后續(xù)分子篩系統(tǒng)的負(fù)荷，為冷箱系統(tǒng)長(zhǎng)周期運(yùn)行創(chuàng)造更好的條件。

圖1 冷量輸入點(diǎn)1

考慮煤氣化爐因煤種的不同而造成的粗煤氣中甲烷含量的波動(dòng)，甲烷深冷分離裝置原料氣中甲烷氣體含量按實(shí)際工況(近半年穩(wěn)定的平均值)進(jìn)行設(shè)計(jì)，即原料氣中甲烷氣體含量按20.47%(mol)設(shè)計(jì)，氣量按最大值250 000 Nm3/h進(jìn)行設(shè)計(jì)，冷量輸入點(diǎn)1設(shè)計(jì)參數(shù)見(jiàn)表4。

表4 冷量輸入點(diǎn)1設(shè)計(jì)參數(shù)

注：原料氣溫度為40 ℃，壓力為4.51 MPa(g)。

2.2 冷量輸入點(diǎn)2與3(混合冷劑入主冷前)

可實(shí)施的冷量輸入點(diǎn)2與3見(jiàn)圖2，從冷劑壓縮機(jī)出口冷卻器出來(lái)的混合冷劑溫度為35℃，進(jìn)入混合冷劑分離罐分離出來(lái)的氣相直接進(jìn)入冷箱，液相經(jīng)第一液相冷劑泵加壓后再進(jìn)入冷箱，通過(guò)分別增加兩臺(tái)低溫冷水換熱器可在冷量輸入點(diǎn)2與3處向甲烷深冷分離裝置中輸入部分低溫冷量。

圖2 冷量輸入點(diǎn)2與3

原始設(shè)計(jì)混合冷劑循環(huán)量為284 000 kg/h，考慮改造后LNG產(chǎn)量會(huì)逐漸增加，混合冷劑氣量按最大值330 000 kg/h進(jìn)行設(shè)計(jì)，混合冷劑組成按當(dāng)前使用的組成，先不作出調(diào)整，待冷量逐漸輸入系統(tǒng)后再慢慢調(diào)整混合冷劑組成(見(jiàn)表5)。

表5 冷量輸入點(diǎn)2與3分離前的混合冷劑設(shè)計(jì)參數(shù)

注：混合冷劑溫度為35 ℃，壓力為3.35 MPa(g)。

2.3 冷量輸入系統(tǒng)整體工藝方案

在原料氣壓縮系統(tǒng)中，從原料氣壓縮機(jī)出口冷卻器出來(lái)的原料氣溫度為40 ℃，壓力為4.85 MPa(g)，流量為250 000 Nm3/h，進(jìn)入原料氣入口冷凍水換熱器降溫至15 ℃后，再送入分子篩入口過(guò)濾器，原料氣入口冷凍水換熱器向系統(tǒng)輸入的冷負(fù)荷正常量按2 458 kW進(jìn)行設(shè)計(jì)。

在混合冷劑循環(huán)系統(tǒng)中，從冷劑壓縮機(jī)出口冷卻器出來(lái)的混合冷劑溫度為35℃，壓力為3.35 MPa(g)，流量為330 000 kg/h，進(jìn)入混合冷劑分離罐，分離出來(lái)的氣相混合冷劑通過(guò)關(guān)閉切斷閥不直接進(jìn)入冷箱，先進(jìn)入氣相冷劑冷凍水換熱器將溫度降至15 ℃后，依靠自身壓力送入氣相冷劑分離罐進(jìn)一步進(jìn)行氣液分離，分離的氣相再進(jìn)入冷箱，分離的液相通過(guò)第二液相冷劑泵加壓進(jìn)入混合冷劑分離罐；混合冷劑分離罐分離的液相，通過(guò)第一液相冷劑泵送入液相冷劑冷凍水換熱器降溫至15 ℃后，再進(jìn)入冷箱。氣相冷劑冷凍水換熱器與液相冷劑冷凍水換熱器，分別向系統(tǒng)中輸入的冷負(fù)荷正常量分別按4 690 kW與1 005 kW進(jìn)行設(shè)計(jì)。

單套甲烷深冷分離裝置通過(guò)增加3臺(tái)冷凍水換熱器，可以分別降低原料氣和混合冷劑的溫度，使甲烷精餾塔的操作條件得到優(yōu)化，解決了部分膨脹機(jī)動(dòng)力失衡的問(wèn)題，出甲烷精餾塔頂去甲醇合成工序的氣體壓力可達(dá)1.85～2.0 MPa(g)，溫度為20 ℃，流量為150 000 Nm3/h，合成氣中甲烷含量由原來(lái)的4.0%～5.5%降至0.5%～0.8%，可以使甲烷深冷分離裝置LNG的收率大幅度提高[2]，同時(shí)為后續(xù)甲醇合成系統(tǒng)輸送更好的合成氣，提高了甲醇產(chǎn)品的產(chǎn)量，減少了弛放氣的放空量，使全廠火炮燃燒的火焰明顯減小。

冷量輸入系統(tǒng)整體工藝流程見(jiàn)圖3。

圖3 冷量輸入系統(tǒng)整體工藝流程注：1—壓縮機(jī)出口冷卻器；2—原料氣入口冷凍水換熱器(新增)；3—分子篩入口過(guò)濾器；4—混合冷劑分離罐；5—?dú)庀嗬鋭├鋬鏊畵Q熱器(新增)；6—?dú)庀嗬鋭┓蛛x罐(新增)；7—第二液相冷劑泵(新增)；8—第一液相冷劑泵；9—液相冷劑冷凍水換熱器(新增)；10—冷箱

2.4 改造所增加關(guān)鍵設(shè)備基本參數(shù)

改造所增加關(guān)鍵設(shè)備基本參數(shù)見(jiàn)表6、表7。

表6 改造所增加關(guān)鍵設(shè)備基本參數(shù)

表7 分離設(shè)備

3 效益分析

3.1 產(chǎn)量提高情況

未對(duì)甲烷深冷分離裝置進(jìn)行改造前，按在膨脹機(jī)正常運(yùn)行狀態(tài)下，每天LNG產(chǎn)量最高約為1 250 t，每天甲醇產(chǎn)量最高約為3 000 t；對(duì)甲烷深冷分離裝置進(jìn)行改造后，向系統(tǒng)中輸入足夠的冷量，在膨脹機(jī)正常運(yùn)行狀態(tài)下，每天LNG產(chǎn)量最高約為1 550 t，每天甲醇產(chǎn)量最高約為3 600 t。改造后每天增加LNG產(chǎn)量約為300 t，增加甲醇產(chǎn)量約為600 t。

此外，膨脹機(jī)經(jīng)自身改造以及因甲烷深冷分離裝置液化更多的甲烷氣體后，進(jìn)出氣體組分明顯變好，實(shí)現(xiàn)了長(zhǎng)周期、安全、穩(wěn)定運(yùn)行。

3.2 效益分析

3.2.1改造后產(chǎn)品收益

目前國(guó)內(nèi)華東市場(chǎng)上LNG價(jià)格在4 050～4 150元/t，甲醇價(jià)格在2 400～2 500元/t。以年運(yùn)行330 d計(jì)，每年增加LNG產(chǎn)品銷售收益為：4 100×300×330=40 590萬(wàn)元，每年增加甲醇產(chǎn)品銷售收益為：2 450×600×330=48 510萬(wàn)元。

3.2.2改造后生產(chǎn)運(yùn)行成本

以年運(yùn)行330 d計(jì)，新增冷量輸入系統(tǒng)總裝機(jī)功率1 500 kW·h，電價(jià)0.405元/kW·h，年用電費(fèi)用為486萬(wàn)元；水消耗50萬(wàn)t/年，水價(jià)格8.81元/t，年費(fèi)用為440.5萬(wàn)元；年其他費(fèi)用為300萬(wàn)元。每年運(yùn)行成本約為486+440.5+300=1 226.5萬(wàn)元。

3.2.3改造后每年增加效益

不考慮改造投資、產(chǎn)品運(yùn)費(fèi)與財(cái)務(wù)成本時(shí)，粗略計(jì)算每年工廠LNG和甲醇產(chǎn)品銷售額合計(jì)可增加40 590+48 510-1 226.5=87 873.5萬(wàn)元，經(jīng)濟(jì)效益可觀。

4 結(jié)語(yǔ)

目前國(guó)家對(duì)環(huán)保的要求越來(lái)越嚴(yán)格，部分燃煤已被天然氣所取代，為此我國(guó)每年需從海外大量進(jìn)口LNG，提高我國(guó)自身LNG產(chǎn)量可減輕對(duì)海外LNG的依存度。用余熱回收制取的冷量，通過(guò)對(duì)甲烷深冷分離裝置進(jìn)行改造，增加部分低溫冷水換熱器，可向原甲醇深冷分離裝置的系統(tǒng)中輸入更多的冷量，把更多甲烷氣體液化成LNG，同時(shí)又能增產(chǎn)甲醇，能夠?yàn)檎w裝置提高產(chǎn)能、減少消耗，可提升企業(yè)市場(chǎng)競(jìng)爭(zhēng)能力。