甲烷深冷分離裝置提高LNG產量的方法

(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的不同，通過物理降溫與精餾的方法達到分離甲烷的目的。來自上游工段低溫甲醇洗裝置出來的原料氣，首先經分子篩過濾器脫除微量甲醇和一氧化碳等，然后進入冷箱，經換熱器冷卻至約-157℃，此時大量的甲烷被冷凝下來，再經精餾塔蒸發、冷凝后，其中大部分甲烷被分離出來，從精餾塔底部出來的液態甲烷產品送入LNG儲罐，精餾塔塔頂出來的氣體(主要為氫氣和一氧化碳等)被送至甲醇合成系統[1]。當甲烷深冷分離裝置入口原料氣中甲烷含量高于設計值時，系統就會出現LNG液化冷量不足的問題，造成原料氣中部分甲烷無法液化成LNG，影響LNG產量。甲烷氣體對于后續甲醇合成裝置來講是惰性氣體，會造成甲醇合成裝置合成效率下降，弛放氣放空量增大，同時也會影響甲醇合成裝置的產量。

1 未提高產量前的基本情況

1.1 甲烷深冷分離裝置現狀

我國西北某甲醇企業配置有兩套同等規模的甲烷深冷分離裝置，原設計時進甲烷深冷分離裝置原料氣中甲烷含量為15.16%(見表1)，而實際生產中原料氣中甲烷含量為20%～22%。原料氣中因甲烷含量的增加，系統對冷量的需求也會相應增大，同時出現膨脹機的膨脹端與增壓端動力不匹配的問題，造成原設計的膨脹機無法正常運行，雖節流制冷能回收部分冷量，但效率低，還是會損失部分膨脹制冷量。因系統冷量不足，造成部分甲烷無法液化而進入至膨脹機增壓端氣量增大，從而出現膨脹機增壓端出力不足，出甲烷深冷分離裝置的合成氣出口壓力只有1.15 MPa(g)。為整個大系統的平衡，在原始設計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，部分合成氣未進入甲醇合成裝置而被直接放空至火炬，無法為下游甲醇合成裝置提供充足的原料，影響甲醇產量，且合成氣壓力降低造成下游合成氣壓縮機出力增加，操作難度增加。甲醇合成系統由于甲烷含量高，使得弛放氣放空量加大，全廠火炬燃燒強度增大。

表1 原始設計進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，目前冷劑壓縮機出口壓力未達到原始設計值，原始設計出口壓力為3.35 MPa(g)，而實際生產中為控制冷劑壓縮機各振動值在設計范圍內，其出口壓力最多只能達到2.75 MPa(g)，因冷劑氣出口壓力的降低，造成冷劑壓縮機為系統提供的冷量減少，在夏季全廠循環水系統上水溫度升高后，也會降低冷劑壓縮機部分出力，該因素也影響了部分LNG與甲醇產量。

1.2 影響甲烷產能數據分析

原設計時甲烷深冷分離裝置的高品質冷量全部來自于冷劑氣節流制冷與原料氣膨脹效應制冷。以下通過各種數據對比分析，估算比較各種工況下因冷量減少可能影響的LNG產量。

1.2.1冷量來源分析

單套甲烷深冷分離裝置原始設計時冷劑氣即冷劑壓縮機處可提供的冷量為7 924.5 kW，膨脹機處可提供的冷量為1 948 kW，節流閥處能提供的冷量為161 kW；裝置原始設計LNG產能為25 292.4 kg/h。用總冷量除以LNG小時產量，可估算出每噸LNG產品的冷量消耗，經計算每旽LNG消耗系統冷量為(7 924.5+1 948+161)kW/25 292.4 t·h-1=396.7 kW/(t·h-1)。

1.2.2影響產量估算

單套甲烷深冷分離裝置，實際工況下原始設計混合冷劑氣體組分，在冷劑壓縮機出口壓力為2 750 kPa(g)時，冷劑壓縮機提供的冷量為6 920.7 kW。冷劑壓縮機因出口壓力未達到設計值，估算損失的LNG產量為(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產量為2.53×24×2=121.4 t/d。

單套甲烷深冷分離裝置膨脹機不開機時，膨脹機側節流閥能提供的冷量為800 kW，膨脹機不開機時影響產量折兩套甲烷深冷分離裝置影響LNG產量為(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不開機，且冷劑壓縮機因出口壓力未達到設計值時，影響的總LNG產量為121.4+138.9=260.3 t/d。

1.2.3膨脹機不同負荷計算

雖膨脹機因原始設計組分與實際組分有較大差別，造成無法長時間正常運行，故在此對其不同負荷工況影響進行分析。

在原始設計時膨脹機增壓端設計流量為84 313 kg/h，出口壓力為2 425 kPa(a)，膨脹機膨脹端功率為1 948 kW，膨脹機增壓端功率為1 926 kW。

(1)原始設計工況下膨脹機在不同負荷工況下出力情況見表2。

表2 原始設計工況下膨脹機在不同負荷工況下出力情況

續表

注：原料氣體組成按設計組分，增壓端不考慮機械損失。

(2)實際工況下膨脹機在不同負荷運行。實際工況下按膨脹機能短時間正常運行考慮，計算膨脹機能達到的負荷率(見表3)。實際工況下膨脹機能達到的負荷率為A裝置膨脹機的膨脹端：1 261/1 948=64.73%;B裝置膨脹機的膨脹端：1 234/1 948=63.35%，通過負荷率可以看出實際工況下膨脹機的膨脹端動力不足，而增壓端又負荷過重，故膨脹機無法正常運行且極易損壞。

表3 實際工況計算

(3)實際工況下影響產能估算。兩套甲烷深冷分離裝置膨脹機的膨脹端入口氣量未達到設計值時，影響的LNG產量為：(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不開機且入口氣量未達到設計值時，節流閥影響的LNG產量為：(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按實際負荷開機，且冷劑壓縮機因出口壓力未達到設計值時，影響的LNG產量為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不開機，膨脹機側節流閥未達到設計氣量與冷劑壓縮機因出口壓力未達到設計值時，影響產量為121.4+138.9+21.4=281.7 t/d。若通過合適的方法，向兩套甲烷深冷分離裝置中輸入足夠的冷量，能達到LNG與甲醇雙增產的有利效果。

2 提高LNG產量的方法

要把實際工況下原料氣中更多的甲烷氣體液化成LNG，就需要向系統提供更多的冷量，利用余熱回收技術從該化工企業生產裝置中收集一定量的余熱，以此作為驅動熱源來制取低溫冷水，再通過對甲烷深冷分離裝置進行一定改造，找到幾處合適的冷量輸入點，可向甲烷深冷分離裝置中輸入一定量的低溫冷量，減少高品質冷量的消耗，以及配合冷劑組成的調整，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計指標為上水5～7 ℃，回水10～12 ℃。

2.1 冷量輸入點1(原料氣入分子篩前)

可實施的冷量輸入點1見圖1，原始設計中原料氣經原料氣壓縮機出口冷卻器冷卻降溫至40 ℃后，進入分子篩過濾器，除去微量可凍結組分后送至冷箱，通過在壓縮機出口冷卻器后，再增加1臺低溫冷水換熱器，可在冷量輸入點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，減輕后續分子篩系統的負荷，為冷箱系統長周期運行創造更好的條件。

圖1 冷量輸入點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，甲烷深冷分離裝置原料氣中甲烷氣體含量按實際工況(近半年穩定的平均值)進行設計，即原料氣中甲烷氣體含量按20.47%(mol)設計，氣量按最大值250 000 Nm3/h進行設計，冷量輸入點1設計參數見表4。

表4 冷量輸入點1設計參數

注：原料氣溫度為40 ℃，壓力為4.51 MPa(g)。

2.2 冷量輸入點2與3(混合冷劑入主冷前)

可實施的冷量輸入點2與3見圖2，從冷劑壓縮機出口冷卻器出來的混合冷劑溫度為35℃，進入混合冷劑分離罐分離出來的氣相直接進入冷箱，液相經第一液相冷劑泵加壓后再進入冷箱，通過分別增加兩臺低溫冷水換熱器可在冷量輸入點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2與3

原始設計混合冷劑循環量為284 000 kg/h，考慮改造后LNG產量會逐漸增加，混合冷劑氣量按最大值330 000 kg/h進行設計，混合冷劑組成按當前使用的組成，先不作出調整，待冷量逐漸輸入系統后再慢慢調整混合冷劑組成(見表5)。

表5 冷量輸入點2與3分離前的混合冷劑設計參數

注：混合冷劑溫度為35 ℃，壓力為3.35 MPa(g)。

2.3 冷量輸入系統整體工藝方案

在原料氣壓縮系統中，從原料氣壓縮機出口冷卻器出來的原料氣溫度為40 ℃，壓力為4.85 MPa(g)，流量為250 000 Nm3/h，進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濾器，原料氣入口冷凍水換熱器向系統輸入的冷負荷正常量按2 458 kW進行設計。

在混合冷劑循環系統中，從冷劑壓縮機出口冷卻器出來的混合冷劑溫度為35℃，壓力為3.35 MPa(g)，流量為330 000 kg/h，進入混合冷劑分離罐，分離出來的氣相混合冷劑通過關閉切斷閥不直接進入冷箱，先進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一步進行氣液分離，分離的氣相再進入冷箱，分離的液相通過第二液相冷劑泵加壓進入混合冷劑分離罐；混合冷劑分離罐分離的液相，通過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，分別向系統中輸入的冷負荷正常量分別按4 690 kW與1 005 kW進行設計。

單套甲烷深冷分離裝置通過增加3臺冷凍水換熱器，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化，解決了部分膨脹機動力失衡的問題，出甲烷精餾塔頂去甲醇合成工序的氣體壓力可達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]，同時為后續甲醇合成系統輸送更好的合成氣，提高了甲醇產品的產量，減少了弛放氣的放空量，使全廠火炮燃燒的火焰明顯減小。

冷量輸入系統整體工藝流程見圖3。

圖3 冷量輸入系統整體工藝流程注：1—壓縮機出口冷卻器；2—原料氣入口冷凍水換熱器(新增)；3—分子篩入口過濾器；4—混合冷劑分離罐；5—氣相冷劑冷凍水換熱器(新增)；6—氣相冷劑分離罐(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 改造所增加關鍵設備基本參數

改造所增加關鍵設備基本參數見表6、表7。

表6 改造所增加關鍵設備基本參數

表7 分離設備

3 效益分析

3.1 產量提高情況

未對甲烷深冷分離裝置進行改造前，按在膨脹機正常運行狀態下，每天LNG產量最高約為1 250 t，每天甲醇產量最高約為3 000 t；對甲烷深冷分離裝置進行改造后，向系統中輸入足夠的冷量，在膨脹機正常運行狀態下，每天LNG產量最高約為1 550 t，每天甲醇產量最高約為3 600 t。改造后每天增加LNG產量約為300 t，增加甲醇產量約為600 t。

此外，膨脹機經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，進出氣體組分明顯變好，實現了長周期、安全、穩定運行。

3.2 效益分析

3.2.1改造后產品收益

目前國內華東市場上LNG價格在4 050～4 150元/t，甲醇價格在2 400～2 500元/t。以年運行330 d計，每年增加LNG產品銷售收益為：4 100×300×330=40 590萬元，每年增加甲醇產品銷售收益為：2 450×600×330=48 510萬元。

3.2.2改造后生產運行成本

以年運行330 d計，新增冷量輸入系統總裝機功率1 500 kW·h，電價0.405元/kW·h，年用電費用為486萬元；水消耗50萬t/年，水價格8.81元/t，年費用為440.5萬元；年其他費用為300萬元。每年運行成本約為486+440.5+300=1 226.5萬元。

3.2.3改造后每年增加效益

不考慮改造投資、產品運費與財務成本時，粗略計算每年工廠LNG和甲醇產品銷售額合計可增加40 590+48 510-1 226.5=87 873.5萬元，經濟效益可觀。

4 結語

目前國家對環保的要求越來越嚴格，部分燃煤已被天然氣所取代，為此我國每年需從海外大量進口LNG，提高我國自身LNG產量可減輕對海外LNG的依存度。用余熱回收制取的冷量，通過對甲烷深冷分離裝置進行改造，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中輸入更多的冷量，把更多甲烷氣體液化成LNG，同時又能增產甲醇，能夠為整體裝置提高產能、減少消耗，可提升企業市場競爭能力。