近年來(lái)，液化天然氣（LNG）產(chǎn)業(yè)蓬勃發(fā)展。 我國(guó)液化天然氣產(chǎn)業(yè)從起步到發(fā)展，在液化、儲(chǔ)存、 運(yùn)輸?shù)确矫娑既〉昧孙@著的進(jìn)步。國(guó)新能源集團(tuán)在 山西陽(yáng)泉建設(shè)了一座具有調(diào)峰儲(chǔ)氣功能的液化天然 氣工廠，原料氣為煤層氣，該液化工廠在冬季用氣 高峰時(shí)或上游管道發(fā)生事故時(shí)，可為陽(yáng)泉地區(qū)提供 調(diào)峰氣源。日處理煤層氣 5×105 Nm3 /d，根據(jù)進(jìn)入工 廠前氣體檢測(cè)裝置檢測(cè)，原料氣中含有 92.37%的甲 烷，還含有酸性氣體、水、苯、重?zé)N和機(jī)械雜質(zhì)， 所以在進(jìn)行液化前必須進(jìn)行原料氣預(yù)處理，防止在 液化過程中結(jié)晶堵塞管道或腐蝕管道設(shè)備。液化采 用 MRC 混合冷劑制冷的液化工藝技術(shù)，本文對(duì)預(yù) 處理階段的脫酸流程、脫氮流程和液化流程進(jìn)行重點(diǎn)闡述分析。

煤層氣預(yù)處理主要工藝流程及運(yùn) 情況技術(shù)分析
1.1 脫除酸性氣體流程及運(yùn)行情況技術(shù)分析
從再生塔來(lái)的活化 MDEA 溶液（貧液）經(jīng)貧液 泵升壓（～6.3 MPa、51 ℃）分成兩路，一路直接 進(jìn)入吸收塔頂部作為脫酸吸收劑，另一路經(jīng)調(diào)節(jié)閥 控制流量后進(jìn)入溶液過濾器，在溶液過濾器中過濾 炭的作用下在線脫除溶液中的雜質(zhì)后進(jìn)入貧液泵入 口。 加壓后的原料煤層氣中 CO2 含量≤3.5%，溫度 為 40 ℃，當(dāng)進(jìn)入吸收器時(shí)，原料氣自下而上通過 吸收塔，與自上而下的活化 MDEA 溶液（貧液）在 吸收塔內(nèi)填料表面逆向流動(dòng)，進(jìn)行充分傳質(zhì)傳熱； 氣體中的 CO2、H2S 等酸性氣體被溶液大量吸收進(jìn) 入液相，未被吸收的組分從吸收塔頂部流出。從塔 頂分離出的氣體經(jīng)冷卻器降溫至-40 ℃后，在分離 器中完成氣液分離，氣體從分離器頂部流出并進(jìn)入 吸收塔頂過濾器，在吸收塔頂過濾器中分離掉機(jī)械 雜質(zhì)及游離液體并調(diào)整壓力后去脫水塔。從分離器 底部出來(lái)的液體和塔頂過濾器底部出來(lái)的液體混合 后進(jìn)入閃蒸罐循環(huán)使用。

活化 MDEA 溶液吸收酸性氣體后稱為富液（～ 5.5 MPa、55～61 ℃），從吸收塔底流出，經(jīng)調(diào)節(jié)閥 降壓至 0.5 MPa 后進(jìn)入閃蒸罐，在閃蒸罐中因降壓 閃蒸出的氣體從頂部流出，經(jīng)調(diào)節(jié)閥控制壓力后去 放散系統(tǒng)。為保證閃蒸罐壓力穩(wěn)定及避免溶液氧化， 引氮?dú)膺M(jìn)入閃蒸罐以形成氮封。從閃蒸罐底部流出 的液體通過貧富液換熱器與貧液換熱升溫到 96 ℃ 左右，并經(jīng)調(diào)節(jié)閥控制液位后進(jìn)入再生塔頂部。再 生塔采用微正壓汽提的方式完成對(duì)活化 MDEA 溶 液的再生，富液自上而下通過再生塔，在再生塔內(nèi) 填料表面與自下而上的氣提蒸汽逆向流動(dòng)，進(jìn)行充 分的傳質(zhì)傳熱。富液中的酸性氣體被大量解析至氣 相并伴隨氣提蒸汽從再生塔頂流出，富液中的酸性 氣體被解析至滿足要求后稱為貧液，從塔底流出去 貧富液換熱器換熱降溫后去貧液泵進(jìn)口循環(huán)使用。 從再生塔頂部流出的氣體經(jīng)再生塔冷卻器降溫后 （0.03 MPa、40 ℃）進(jìn)入再生塔頂氣液分離器， 在氣液分離器完成氣液分離，氣體從分離器頂部流 向酸氣脫硫塔，脫硫后的氣體從脫硫塔的頂部流出 并調(diào)整好壓力后高點(diǎn)放空。

吸收塔實(shí)際運(yùn)行參數(shù)與設(shè)計(jì)參數(shù)出現(xiàn)的差異主 要為吸收塔的工作壓力和貧胺液入塔的溫度。一是 煤層氣入吸收塔的設(shè)計(jì)壓力為 5.5 Mpa，但實(shí)際運(yùn) 行壓力直接由原料氣壓縮機(jī)排氣壓力決定，因本裝 置中原料氣壓縮機(jī)電機(jī)電流在壓縮機(jī)排氣壓力為 4.75 Mpa 左右時(shí)就達(dá)到額定電流，為確保壓縮機(jī)及 電機(jī)正常平穩(wěn)運(yùn)行，將壓縮機(jī)的排氣壓力控制在 4.75 Mpa，從而導(dǎo)致吸收塔工作壓力低于設(shè)定壓力。 二是貧液進(jìn)吸收塔的設(shè)計(jì)溫度為 50 ℃，可通過貧 液冷卻器來(lái)調(diào)節(jié)（水冷）。在調(diào)試過程中發(fā)現(xiàn)適當(dāng)將 胺液溫度降低以減少和入塔天然氣的溫差使胺液吸 附酸氣的效果更好，胺液調(diào)試中的最佳溫度為 42 ℃左右，所以將運(yùn)行溫度設(shè)定為 42±1.0 ℃。進(jìn) 入吸收塔的煤層氣來(lái)自原料氣壓縮機(jī)冷卻并分離后 溫度較低，因原料氣升壓冷卻后會(huì)初步分離出含烴 的液體，而冷卻后溫度越低分離效果越好，從而避 免了煤層氣在進(jìn)入吸收塔中析出烴類液體而污染胺 液，這樣就使得入塔煤層氣與貧液存在一定的溫差， 兩流體在接觸后先發(fā)生熱交換的物理反應(yīng)然后進(jìn)行 吸附化學(xué)反應(yīng)，這使得吸收效率降低，所以適當(dāng)降 低貧液溫度會(huì)提高吸附效率。

脫酸單元在調(diào)試過程中發(fā)現(xiàn)了幾個(gè)問題：一是 在吸收塔處理量及胺液流量及溫度正常（運(yùn)行參數(shù) 不變）的情況下發(fā)生 CO2在線分析儀顯示數(shù)值增大 并超過了考核值 20 ppm（17 升至 22 ppm），通過分 析原料煤層氣中 CO2含量的變化、胺液循環(huán)流量及 溫度及再生塔的再生情況，確定 CO2分析儀出現(xiàn)測(cè) 量漂移的可能性較大，對(duì) CO2在線分析儀進(jìn)行校準(zhǔn) 后測(cè)量數(shù)值回復(fù)至原來(lái)穩(wěn)定狀態(tài)。二是再生塔頂分 離器分離出溶液過多，按照設(shè)計(jì)單臺(tái)回收泵運(yùn)行， 分離出的溶液量大于回收泵的最大回收量，導(dǎo)致分 離器液位逐漸升高。分析原因?yàn)樵偕?nèi)水溶液蒸 發(fā)過多，為保證胺液再生完全再生塔塔底設(shè)計(jì)溫度 為 115 ℃、塔頂出氣溫度 105 ℃，實(shí)際運(yùn)行中塔底 溫度在 115 ℃時(shí)塔頂溫度達(dá)到 110 ℃，使得給富胺 液加熱的溶液蒸汽量過多，經(jīng)過冷卻器冷凝回收的 溶液過多，從而超過了回收泵的負(fù)荷量。通過降低 加熱溫度使塔頂溫度控制在 106±1 ℃時(shí)（塔底加熱 溫度 109 ℃），再生塔內(nèi)的蒸汽量減少同時(shí)也保證 了胺液的正常再生，使溶液回收系統(tǒng)正常工作。 三 是胺液的吸附條件為高壓低溫，在溶液未吸附飽和 的情況下，吸收塔的工作壓力越高吸收效果越好。 調(diào)試階段就出現(xiàn)在胺液循環(huán)量一定的情況下吸收塔 的工作壓力降低，其吸附性降低，使煤層氣脫酸氣 后 CO2指標(biāo)上升（在吸收塔工作壓力為 2.5 Mpa 時(shí) 最大處理氣量為 11 000 Nm³/h，此時(shí)煤層氣脫酸后 的 CO2含量達(dá)到設(shè)計(jì)指標(biāo) 20 ppm）。因胺液進(jìn)吸收 塔的設(shè)計(jì)流量為 40 m³/h 是在吸收塔設(shè)計(jì)進(jìn)氣流量 20 833 Nm³/h 和設(shè)計(jì)壓力為 5.5 Mpa 時(shí)的循環(huán)量， 而實(shí)際吸收塔的工作壓力為 4.6 Mpa，所以在額定 負(fù)荷時(shí)需適當(dāng)增加胺液的循環(huán)量。四是在提產(chǎn)階段， 提產(chǎn)即提高原料氣的瞬時(shí)處理量，使原料氣在進(jìn)脫 酸塔的流量及流速有所增加，若提產(chǎn)過快會(huì)使煤層 氣的流量及流速變化過大，使凈化后的 CO2略微上 升，嚴(yán)重情況會(huì)使胺液在填料中流速降低甚至?xí)?起短暫發(fā)泡情況，

液化單元中在重?zé)N分離器中分離液烴后的凈化 煤層氣，從重?zé)N分離器的頂部流出，返回冷箱中繼 續(xù)深冷至-162 ℃，當(dāng)凈化氣中氮?dú)夂坎桓邥r(shí)， LCBM(液化煤層氣）產(chǎn)品可直接經(jīng)節(jié)流閥降壓至 0.012 MPa 并經(jīng)質(zhì)量流量計(jì)計(jì)量后進(jìn)入儲(chǔ)罐儲(chǔ)存； 如果凈化煤層氣中的氮?dú)夂科邥r(shí)，LCBM 需進(jìn) 入脫氮塔進(jìn)行脫氮。 LCBM 經(jīng)節(jié)流閥降壓后進(jìn)入脫氮塔下塔中部， 由重?zé)N分離器出來(lái)的預(yù)冷凈化氣取出一股氣作為脫 氮塔的汽提氣體，經(jīng)節(jié)流閥降溫后（-107 ℃）由脫 氮塔下塔的進(jìn)入與冷箱來(lái)的 LCBM 逆向接觸進(jìn)行 氣提，汽提后的不凝氣（BOG 氣體）繼續(xù)和脫氮塔 頂部的 BOG 節(jié)流降溫后形成的 LCBM 換熱后，從 冷箱底部進(jìn)入。BOG 汽提復(fù)溫后進(jìn)入 BOG 壓縮機(jī) 升壓，之后重新進(jìn)入冷箱過冷液化，經(jīng)過節(jié)流降溫 后（降至-170 ℃以下）進(jìn)入脫氮塔上塔（冷凝塔） 進(jìn)行分離
昌吉地質(zhì)儀器調(diào)試過程中也出現(xiàn)了一些問題：一是煤層氣所 需冷量與制冷劑提供冷量的平衡調(diào)節(jié)。合理的制冷 劑配比不僅能使冷箱各溫度層均勻，也可以減少制 冷劑總體的循環(huán)量，從而減少了制冷消耗。煤層氣 進(jìn)冷箱的組分及壓力的變化會(huì)引起冷箱各點(diǎn)溫度的 變化，煤層氣中輕組分含量增多或者煤層氣的壓力 降低，使得煤層氣混合氣體的沸點(diǎn)降低，從而使煤 層氣的液化點(diǎn)降低，此時(shí)冷箱的制冷量失去平衡， 上板翅冷量過剩溫度減低，下板翅冷量不足溫度上 升，要適當(dāng)調(diào)節(jié)制冷劑配比和流量，增加制冷劑中 氮?dú)夂图淄榈谋壤?br />
結(jié)束語(yǔ) 本文依據(jù)國(guó)新能源煤層氣混合制冷工藝液化項(xiàng) 目對(duì)預(yù)處理中的脫酸流程和脫氮流程及液化工藝流 程進(jìn)行了技術(shù)分析，并對(duì)原設(shè)計(jì)參數(shù)與試運(yùn)行階段 實(shí)際運(yùn)行參數(shù)進(jìn)行比對(duì)，就發(fā)現(xiàn)的問題和解決辦法 進(jìn)行了重點(diǎn)闡述，實(shí)際運(yùn)行效果良好，符合相關(guān)設(shè) 計(jì)要求，同時(shí)，對(duì)液化項(xiàng)目后期運(yùn)行奠定理論基礎(chǔ)。