一种兰炭尾气制液化天然气的装置及方法与流程

本发明涉及气体净化及天然气制备领域领域，具体涉及一种兰炭尾气制液化天然气的装置及方法。

背景技术：

1、兰炭尾气是兰炭生产过程中产生的一种气体，其主要成分包括氮（n2）、甲烷（ch4）、一氧化碳（co）、氢（h2）、二氧化碳（co2），相较于焦炉气，兰炭尾气中的一氧化碳和二氧化碳含量较多，而氢含量偏少，过低的氢碳比不利于甲烷合成。需要将兰炭尾气中多余的二氧化碳脱除，以满足甲烷合成所需要的氢碳比。

2、专利cn108034464a公开了一种兰炭尾气制液化天然气的方法，该方法将兰炭尾气除焦、脱苯脱萘后，送入低温甲醇洗单元净化脱硫，所得脱硫兰炭尾气与富甲烷气混合一起送入甲烷化单元甲烷化，得到粗甲烷产品气再送入低温甲醇洗单元净化脱碳，最后经深冷分离脱除氮气制得液化天然气。该专利技术中使用的低温甲醇洗工艺对低温冷源有较大的需求，并且甲醇作为物理吸收剂对二氧化碳和硫化氢的选择吸收率并不高，原料气中的部分甲烷也会被吸收，以上这些意味着能耗高、设备多，最终会导致投资和运行成本双双偏高。

3、专利cn 108977243a公开了一种兰炭尾气制备液化天然气的工艺方法，该方法将气柜缓冲后的兰炭尾气经湿法脱硫、水洗净化、气体增压、甲烷化处理将兰炭尾气中的co、co2转化为ch4，进而将甲烷化后的合成气经脱碳、深冷液化，使ch4液化为液化天然气。该专利利用水洗除去兰炭尾气中的大部分苯、萘、焦油，然而苯、萘在水中的溶解度极低，脱除至该专利所标称的指标是不现实的，并且吸收了苯、萘、焦油的水的处理也是一个相当大的问题。

4、以上专利均为兰炭尾气制备液化天然气的技术，在不同的方面都存在着不足。

技术实现思路

1、鉴于以上现有技术中存在的问题，本发明提出一种相对简单、低成本、低能耗的兰炭尾气制备液化天然气的方法。

2、本发明提供了一种兰炭尾气制液化天然气的装置，其包括依次经管道连接的第一压缩装置、预净化装置、第二压缩装置、脱酸装置、甲烷合成装置、脱氨装置、脱水装置和液化装置，第一压缩装置连接有兰炭尾气进料管道，甲烷合成装置蒸汽出口管道分为三个支路，第一支路连接预净化装置，第二支路连接脱酸装置和第三支路连接脱水装置，分别用于供给预净化装置、脱酸装置和脱水装置热量。

3、优选地，第一压缩装置为螺杆式压缩机。

4、优选地，第二压缩装置为离心式压缩机。

5、进一步地，液化装置富氮尾气管道分为两个支路，第一支路连接至脱水装置，第二支路为直接排放管道。

6、进一步地，预净化装置包括串联的脱焦油塔和脱苯脱萘塔。

7、进一步地，脱酸装置包括胺吸收塔、第一冷却器、第一气液分离器、第一减压阀、闪蒸罐、第一换热器、第二换热器、胺再生塔、第一再沸器、第二冷却器、第二气液分离器、回流泵、第三冷却器、半贫液泵、第四冷却器以及贫液泵，

8、兰炭气进料管连接胺吸收塔下部或底部气体进口，贫液进料管连接胺吸收塔的顶部或上部液体进口，半贫液进料管连接胺吸收塔中部液体进口，胺吸收塔底部液体出口连接有胺液排出管，胺吸收塔的顶部气体出口连接有顶部出口管道，

9、顶部出口管道经第一冷却器连接第一气液分离器进口，第一气液分离器设有第一气液分离器顶部出口管道，

10、胺液排出管经第一减压阀连接闪蒸罐进口，闪蒸罐的底部设有闪蒸罐液相出口管道，

11、闪蒸罐底部的闪蒸罐液相出口管道分为两个支路，其中一个支路闪蒸罐出口管道第一支管连接第一换热器的一个换热通道，另一支路闪蒸罐出口管道第二支管连接第二换热器的一个换热通道，换热后的两个支管汇合为胺再生塔进料管，连接胺再生塔的上部或顶部，

12、胺再生塔的塔顶出口管道经第二冷却器（co2冷却器）连接第二气液分离器，第二气液分离器（a11）设有气液分离器气相出口管道和气液分离器液相出口管道，气液分离器液相出口管道经回流泵返回胺再生塔，

13、胺再生塔设有第一再沸器加热塔底液以提供汽提蒸汽，胺再生塔底部液体出口管道经由第一换热器、第四冷却器、贫液泵连接胺吸收塔顶部，

14、胺再生塔的中部液体出口连接半贫液出口管道，半贫液出口管道经第二换热器、第三冷却器、半贫液泵返回胺吸收塔中部。

15、进一步地，甲烷合成装置包括第三换热器、第四换热器、一级反应器、一级废锅、二级反应器、二级废锅、第五换热器、三级反应器、第六换热器、第五冷却器、第三气液分离器、第七换热器、第四气液分离器、压缩机、泵，

16、脱酸气进料管道经第三换热器后分成两个支路，脱酸气第一分支管和脱酸气第二分支管，其中脱酸气第一分支管与循环气管道、循环液管道汇合后连接换热器的一个换热通道，出换热通道后经一级反应器进料管连接一级反应器，

17、一级反应器的一级反应器出口管道依次经由一级废锅、第四换热器后与脱酸气第二分支管一起连接二级反应器的进口，

18、二级反应器出口管道依次经由二级废锅、第五换热器、第三换热器、第七换热器后连接第四气液分离器，

19、第四气液分离器的气相出口管道分为两个支管，气相出口第一支管经由第五换热器连接三级反应器进料口，气相出口第二支管连接压缩机进口，压缩机出口管道连接第七换热器，出第七换热器后的循环气管道与循环液管道、脱酸气第一分支管汇合后经由第四换热器连接一级反应器进料口，

20、三级反应器出口管道经由第六换热器、第五冷却器连接第三气液分离器，第三气液分离器气相出口管道为甲烷合成装置的输出产品气管道；第三气液分离器液相出口管道与第四气液分离器液体出口管道汇合后连接泵，从该泵出来的循环液管道与循环气管道、脱酸气第一分支管汇合，

21、输入装置的除氧水管道连接第六换热器，出第六换热器后分别连接一级废锅和二级废锅，然后通过蒸汽管道输出装置。

22、进一步地，脱胺装置采用水洗工艺，包括水洗塔，水洗塔下部连接有水洗塔进料管，水洗塔上部连接有脱盐水管道，水洗塔的顶部设有水洗塔顶部出口管道，水洗塔的底部设有水洗塔底部出口管道。

23、进一步地，脱水装置采用变压变温吸附工艺，包括加热器、第六冷却器、第五气液分离器、由三台脱水塔：第一脱水塔、第二脱水塔、第三脱水塔和程控阀构成的脱水塔集成，脱水装置输入管道分出三个支路，每个支路上设有程控阀，分别连接第一、第二和第三脱水塔的合成气进口，分别设有程控阀的第一、第二和第三脱水塔的合成气出口支管汇合为装置输出管道，低压再生气管道分出三个支路，每个支路上设有程控阀，分别连接第一、第二和第三脱水塔的再生气进口，分别设有程控阀的三个脱水塔的脱水再生气输出支管汇合为脱水再生气输出管道，然后连接加热器进口，加热器出口连接热再生气输入管道，热再生气输入管道分支为三个设有程控阀的热再生气输入支管分别连接第一、第二和第三脱水塔的再生气进口，出脱水塔的设有程控阀的各再生气输出支管汇合为再生气输出管道，然后连接第六冷却器进口，第六冷却器出口经第五气液分离器进口管道连接第五气液分离器。

24、进一步地，液化装置包括原料气预冷器、冷箱、主换热器、第二再沸器、第二减压阀、脱氮塔、冷凝器、第六气液分离器、第一节流阀、混合制冷剂压缩机、混合制冷剂预冷器、第七气液分离器、第二节流阀、第三节流阀、氮气压缩机和氮气预冷器，

25、脱水装置排出管经原料气预冷器连接冷箱内的主换热器第一换热通道，第一换热通道出口经过再沸器的一个换热通道后连接主换热器第二换热通道，第二换热通道出口经由第二减压阀连接脱氮塔进口，

26、脱氮塔再沸器由前述的来自第一换热通道出口与再沸器之间的连接管道内物流提供热量，脱氮塔塔顶出气管道经过冷凝器的一个换热通道后连接第六气液分离器，第六气液分离器气相出口管道返回主换热器第三换热通道，从主换热器第三换热通道热端出冷箱，作为富氮尾气经富氮尾气管道出液化装置，

27、第六气液分离器液相出口管道回流进脱氮塔上部或顶部，

28、脱氮塔底部出液管道连接主换热器第四换热通道，第四换热通道出口管道离开主换热器，经第一节流阀通过液化天然气产品管道输出液化装置。

29、进一步地，混合制冷剂循环用于提供液化所需冷量，主换热器的低压混合制冷剂出口管道连接混合制冷剂压缩机进口，混合制冷剂压缩机出口管道依次连接混合制冷剂预冷器、第七气液分离器，第七气液分离器气相出口管道连接主换热器第五换热通道进口，第五换热通道出口管道经第三节流阀后返回主换热器第六换热通道；第七气液分离器液相出口管道连接主换热器第七换热通道，经第七换热通道出口管道经第二节流阀后返回主换热器第六换热通道，第六换热通道出口经低压混和制冷剂出口管道连接混合制冷剂压缩机进口，

30、主换热器第八换热通道出口管道连接氮气压缩机进口，氮气压缩机出口管道连接氮气预冷器，氮气预冷器出口管道连接主换热器第九换热通道，第九换热通道出口管道经节流阀连接冷凝器另一换热通道，出该换热通道后返回主换热器第八换热通道，第八换热通道出口管道返回氮气压缩机进口。

31、本技术进一步提供了本发明提供了一种兰炭尾气制液化天然气的工艺，包括如下步骤：

32、兰炭尾气经过第一压缩装置增压至0.75±0.20mpa，优选0.75±0.10mpa，增压后的兰炭尾气进入预净化装置脱焦油、脱苯脱萘，将兰炭尾气中的焦油、萘含量降至不高于1mg/nm3，苯含量不高于20mg/nm3；

33、预净化完成的兰炭尾气通过第二压缩装置进一步增压至2.1±0.20mpa，优选2.1±0.10mpa，进一步增压后的兰炭尾气输送至脱酸装置进行脱酸，经过脱酸装置处理后的兰炭尾气中二氧化碳含量不高于50ppm，硫化氢不高于0.1ppm；

34、脱酸后的兰炭尾气通过甲烷合成装置进料管送入甲烷合成装置进行甲烷合成反应，甲烷合成单元为三台反应器串联，反应热回收产生蒸汽，一部分兰炭尾气与循环气、水混合后在一级反应器中发生甲烷化反应，出口温度控制在540±10℃，出口气体经余热回收后，与另一部分的兰炭尾气混合进入二级反应器发生甲烷化反应，出口温度控制在470±10℃，出口气体经余热回收后分为两部分，一部分作为循环气经压缩机增压送至一级反应器，另一部分进入三级反应器发生甲烷化反应，出口气体经冷却分液后成为合成气；甲烷合成单元中的反应热经余热回收系统回收，用于副产2.5±0.5mpa的蒸汽，蒸汽中的一部分送至预净化装置，用于其中的吸附剂再生热源，一部分送至脱酸单元，用于其中mdea溶液的再生热源，一部分送至脱水单元，用于其中分子筛的再生热源；

35、由甲烷合成单元产出的合成气送入脱氨装置脱除合成气中微量的氨，脱氨单元采用水洗工艺，最终输出气流中的氨含量不高于1ppm；

36、由脱氨单元脱氨后的合成气送入脱水装置进行干燥，脱水单元采用分子筛变压变温吸附（ptsa）工艺，最终使输出气流中的水含量不高于1ppm，来自液化单元的一部分富氮尾气引入本单元作为分子筛的再生气，完成分子筛再生后的再生尾气即富氮尾气经脱水装置再生尾气管道排出单元，再生气的加热热源为甲烷合成单元产出的蒸汽；

37、经脱水干燥后的合成气送入液化装置进行深冷分离以产出符合指标的液化天然气，液化单元采用带预冷的低温精馏工艺，包括预冷器、冷箱、制冷剂压缩机及氮气压缩机，合成气首先经过预冷器预冷至12±2℃，然后进入冷箱完成低温精馏，进入冷箱的合成气，经冷箱中的主换热器初冷至-95℃~-105℃后抽出，经过脱氮塔的塔釜蒸发器作为热源后，返回主换热器继续冷却至-145℃~-150℃后，通过减压阀减压至0.6±0.1mpa后进入脱氮塔，其中的氮、氢组分以气体形式从塔顶流出作为富氮尾气，剩余的甲烷则以液体形式从塔底流出作为液化天然气，富氮尾气经主换热器复热后出单元，复热后的富氮尾气分为两部分，一部分送至脱水单元作为再生气后排放，另一部分直接排放，脱氮塔塔底流出的液化天然气中氮含量不高于1%，经主换热器过冷至-162±5℃后送出冷箱，节流后作为液化天然气产品输出液化单元。

38、优选地，预净化装置采用不少于4台的吸附塔，利用吸附剂物理吸附兰炭尾气中含有的焦油、苯、萘等杂质，甲烷合成单装置副产的一部分蒸汽被用于吸附剂的热再生。

39、优选地，脱酸装置采用mdea（甲基二乙醇胺）两段式吸收工艺，利用mdea溶液对兰炭尾气中的二氧化碳和硫化氢进行吸收脱除。mdea溶液的再生所需热量由甲烷合成装置产出的蒸汽提供。

40、本技术的优点：

41、本技术的兰炭尾气制备液化天然气的装置相对简单、低成本、低能耗，产品甲烷含量高，避免了现有技术投资和运行成本双双偏高等问题。