煤层气混合制冷工艺液化流程技术分析

近年来，液化天然气（LNG）产业蓬勃发展。 我国液化天然气产业从起步到发展，在液化、储存、 运输等方面都取得了显著的进步。国新能源集团在 山西阳泉建设了一座具有调峰储气功能的液化天然 气工厂，原料气为煤层气，该液化工厂在冬季用气 高峰时或上游管道发生事故时，可为阳泉地区提供 调峰气源。日处理煤层气 5×105 Nm3 /d，根据进入工 厂前气体检测装置检测，原料气中含有 92.37%的甲 烷，还含有酸性气体、水、苯、重烃和机械杂质， 所以在进行液化前必须进行原料气预处理，防止在 液化过程中结晶堵塞管道或腐蚀管道设备。液化采 用 MRC 混合冷剂制冷的液化工艺技术，本文对预 处理阶段的脱酸流程、脱氮流程和液化流程进行重点阐述分析。

煤层气预处理主要工艺流程及运 情况技术分析
1.1 脱除酸性气体流程及运行情况技术分析
从再生塔来的活化 MDEA 溶液（贫液）经贫液 泵升压（～6.3 MPa、51 ℃）分成两路，一路直接 进入吸收塔顶部作为脱酸吸收剂，另一路经调节阀 控制流量后进入溶液过滤器，在溶液过滤器中过滤 炭的作用下在线脱除溶液中的杂质后进入贫液泵入 口。 加压后的原料煤层气中 CO2 含量≤3.5%，温度 为 40 ℃，当进入吸收器时，原料气自下而上通过 吸收塔，与自上而下的活化 MDEA 溶液（贫液）在 吸收塔内填料表面逆向流动，进行充分传质传热； 气体中的 CO2、H2S 等酸性气体被溶液大量吸收进 入液相，未被吸收的组分从吸收塔顶部流出。从塔 顶分离出的气体经冷却器降温至-40 ℃后，在分离 器中完成气液分离，气体从分离器顶部流出并进入 吸收塔顶过滤器，在吸收塔顶过滤器中分离掉机械 杂质及游离液体并调整压力后去脱水塔。从分离器 底部出来的液体和塔顶过滤器底部出来的液体混合 后进入闪蒸罐循环使用。

活化 MDEA 溶液吸收酸性气体后称为富液（～ 5.5 MPa、55～61 ℃），从吸收塔底流出，经调节阀 降压至 0.5 MPa 后进入闪蒸罐，在闪蒸罐中因降压 闪蒸出的气体从顶部流出，经调节阀控制压力后去 放散系统。为保证闪蒸罐压力稳定及避免溶液氧化， 引氮气进入闪蒸罐以形成氮封。从闪蒸罐底部流出 的液体通过贫富液换热器与贫液换热升温到 96 ℃ 左右，并经调节阀控制液位后进入再生塔顶部。再 生塔采用微正压汽提的方式完成对活化 MDEA 溶 液的再生，富液自上而下通过再生塔，在再生塔内 填料表面与自下而上的气提蒸汽逆向流动，进行充 分的传质传热。富液中的酸性气体被大量解析至气 相并伴随气提蒸汽从再生塔顶流出，富液中的酸性 气体被解析至满足要求后称为贫液，从塔底流出去 贫富液换热器换热降温后去贫液泵进口循环使用。 从再生塔顶部流出的气体经再生塔冷却器降温后 （0.03 MPa、40 ℃）进入再生塔顶气液分离器， 在气液分离器完成气液分离，气体从分离器顶部流 向酸气脱硫塔，脱硫后的气体从脱硫塔的顶部流出 并调整好压力后高点放空。

吸收塔实际运行参数与设计参数出现的差异主 要为吸收塔的工作压力和贫胺液入塔的温度。一是 煤层气入吸收塔的设计压力为 5.5 Mpa，但实际运 行压力直接由原料气压缩机排气压力决定，因本装 置中原料气压缩机电机电流在压缩机排气压力为 4.75 Mpa 左右时就达到额定电流，为确保压缩机及 电机正常平稳运行，将压缩机的排气压力控制在 4.75 Mpa，从而导致吸收塔工作压力低于设定压力。 二是贫液进吸收塔的设计温度为 50 ℃，可通过贫 液冷却器来调节（水冷）。在调试过程中发现适当将 胺液温度降低以减少和入塔天然气的温差使胺液吸 附酸气的效果更好，胺液调试中的最佳温度为 42 ℃左右，所以将运行温度设定为 42±1.0 ℃。进 入吸收塔的煤层气来自原料气压缩机冷却并分离后 温度较低，因原料气升压冷却后会初步分离出含烃 的液体，而冷却后温度越低分离效果越好，从而避 免了煤层气在进入吸收塔中析出烃类液体而污染胺 液，这样就使得入塔煤层气与贫液存在一定的温差， 两流体在接触后先发生热交换的物理反应然后进行 吸附化学反应，这使得吸收效率降低，所以适当降 低贫液温度会提高吸附效率。

脱酸单元在调试过程中发现了几个问题：一是 在吸收塔处理量及胺液流量及温度正常（运行参数 不变）的情况下发生 CO2在线分析仪显示数值增大 并超过了考核值 20 ppm（17 升至 22 ppm），通过分 析原料煤层气中 CO2含量的变化、胺液循环流量及 温度及再生塔的再生情况，确定 CO2分析仪出现测 量漂移的可能性较大，对 CO2在线分析仪进行校准 后测量数值回复至原来稳定状态。二是再生塔顶分 离器分离出溶液过多，按照设计单台回收泵运行， 分离出的溶液量大于回收泵的最大回收量，导致分 离器液位逐渐升高。分析原因为再生塔内水溶液蒸 发过多，为保证胺液再生完全再生塔塔底设计温度 为 115 ℃、塔顶出气温度 105 ℃，实际运行中塔底 温度在 115 ℃时塔顶温度达到 110 ℃，使得给富胺 液加热的溶液蒸汽量过多，经过冷却器冷凝回收的 溶液过多，从而超过了回收泵的负荷量。通过降低 加热温度使塔顶温度控制在 106±1 ℃时（塔底加热 温度 109 ℃），再生塔内的蒸汽量减少同时也保证 了胺液的正常再生，使溶液回收系统正常工作。 三 是胺液的吸附条件为高压低温，在溶液未吸附饱和 的情况下，吸收塔的工作压力越高吸收效果越好。 调试阶段就出现在胺液循环量一定的情况下吸收塔 的工作压力降低，其吸附性降低，使煤层气脱酸气 后 CO2指标上升（在吸收塔工作压力为 2.5 Mpa 时 最大处理气量为 11 000 Nm³/h，此时煤层气脱酸后 的 CO2含量达到设计指标 20 ppm）。因胺液进吸收 塔的设计流量为 40 m³/h 是在吸收塔设计进气流量 20 833 Nm³/h 和设计压力为 5.5 Mpa 时的循环量， 而实际吸收塔的工作压力为 4.6 Mpa，所以在额定 负荷时需适当增加胺液的循环量。四是在提产阶段， 提产即提高原料气的瞬时处理量，使原料气在进脱 酸塔的流量及流速有所增加，若提产过快会使煤层 气的流量及流速变化过大，使净化后的 CO2略微上 升，严重情况会使胺液在填料中流速降低甚至会引 起短暂发泡情况，

液化单元中在重烃分离器中分离液烃后的净化 煤层气，从重烃分离器的顶部流出，返回冷箱中继 续深冷至-162 ℃，当净化气中氮气含量不高时， LCBM(液化煤层气）产品可直接经节流阀降压至 0.012 MPa 并经质量流量计计量后进入储罐储存； 如果净化煤层气中的氮气含量偏高时，LCBM 需进 入脱氮塔进行脱氮。 LCBM 经节流阀降压后进入脱氮塔下塔中部， 由重烃分离器出来的预冷净化气取出一股气作为脱 氮塔的汽提气体，经节流阀降温后（-107 ℃）由脱 氮塔下塔的进入与冷箱来的 LCBM 逆向接触进行 气提，汽提后的不凝气（BOG 气体）继续和脱氮塔 顶部的 BOG 节流降温后形成的 LCBM 换热后，从 冷箱底部进入。BOG 汽提复温后进入 BOG 压缩机 升压，之后重新进入冷箱过冷液化，经过节流降温 后（降至-170 ℃以下）进入脱氮塔上塔（冷凝塔） 进行分离
昌吉地质仪器调试过程中也出现了一些问题：一是煤层气所 需冷量与制冷剂提供冷量的平衡调节。合理的制冷 剂配比不仅能使冷箱各温度层均匀，也可以减少制 冷剂总体的循环量，从而减少了制冷消耗。煤层气 进冷箱的组分及压力的变化会引起冷箱各点温度的 变化，煤层气中轻组分含量增多或者煤层气的压力 降低，使得煤层气混合气体的沸点降低，从而使煤 层气的液化点降低，此时冷箱的制冷量失去平衡， 上板翅冷量过剩温度减低，下板翅冷量不足温度上 升，要适当调节制冷剂配比和流量，增加制冷剂中 氮气和甲烷的比例

结束语 本文依据国新能源煤层气混合制冷工艺液化项 目对预处理中的脱酸流程和脱氮流程及液化工艺流 程进行了技术分析，并对原设计参数与试运行阶段 实际运行参数进行比对，就发现的问题和解决办法 进行了重点阐述，实际运行效果良好，符合相关设 计要求，同时，对液化项目后期运行奠定理论基础。