CN103557675A - 合成氨化工尾气的深冷精馏液化系统及方法 - Google Patents
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Abstract
本发明属于深冷技术领域，具体涉及一种合成氨化工尾气的深冷精馏液化系统及方法。本发明系统包括氮气循环压缩机组以及设置在冷箱内的主换热器、增压透平膨胀机、脱氢精馏塔和甲烷精馏塔；利用此系统分别在低电价阶段和高电价阶段采用不同工况运行，改进技术方案，不但节约了电费，提高了生产效益，还能结余部分液氮，作为副产品出售。
Description
技术领域
本发明属于深冷技术领域，具体涉及一种合成氨化工尾气的深冷精馏液化系统及方法。
背景技术
合成氨化工尾气主要含有甲烷、氢、氩、氮等组分，并含有微量的水、氨、二氧化碳。其中，氢、氮是合成氨的原料，回收之后，可以进一步提高合成氨的产量。甲烷则是天然气的主要成分，具有很好的再回收价值，可深冷液化得到液化天然气产品。
对于深冷液化装置，主要依靠电力提供能量以实现产品的液化。而在日常生产过程中，工业用电一般都存在较大的昼夜电价差异。若不考虑分阶段电价运行深冷装置，会造成电费成本的浪费，降低生产效益。由于合成氨尾气的排放是连续的，且是高压、易爆介质，储存的成本很高，所以无法简单地通过提高或降低装置的处理尾气量来实现差异电价的利用。另外，传统的装置一般按照单一工况设计，不具备变工况的能力，也无法实现差异电价的利用。
发明内容
针对上述问题，本发明提供了一种合成氨化工尾气的深冷精馏液化系统及方法。本发明针对分阶段电价，改进技术方案，不但节约了电费，提高了生产效益，还能结余部分液氮，作为副产品出售。
本发明通过以下技术方案实现：
一种合成氨化工尾气的深冷精馏液化系统，包括氮气循环压缩机组、液氮储存装置以及设置在冷箱内的主换热器、增压透平膨胀机、脱氢精馏塔和甲烷精馏塔；所述主换热器设有高压氮气入口、高压氮气出口、返流气入口、液氮出口、尾气入口、冷却尾气出口、冷却尾气入口、液化尾气出口、富氢气入口、富氮气入口、低压氮气出口、富氮气出口和富氢气出口；所述氮气循环压缩机组入口连通氮气源及主换热器的低压氮气出口，其出口连通增压透平膨胀机增压端入口，增压透平膨胀机增压端出口再连通主换热器高压氮气入口，主换热器高压氮气出口连通增压透平膨胀机膨胀端入口，增压透平膨胀机膨胀端出口再连通主换热器返流气入口，主换热器液氮出口分别连通脱氢精馏塔上部、甲烷精馏塔上部和冷箱外的液氮储存装置；所述液氮储存装置又连通甲烷精馏塔上部液氮入口；所述主换热器尾气入口连通合成氨尾气源，其冷却尾气出口连通甲烷精馏塔蒸发器，甲烷精馏塔蒸发器再回来连通主换热器冷却尾气入口；所述主换热器的液化尾气出口连通脱氢精馏塔入口，脱氢精馏塔底部液体馏分出口再经脱氢精馏塔蒸发器连通甲烷精馏塔入口，甲烷精馏塔底部液化天然气出口经甲烷精馏塔蒸发器最后再连通冷箱外的液化天然气储存装置；所述脱氢精馏塔顶部富氢气出口连通主换热器富氢气入口，所述甲烷精馏塔顶部的富氮气出口连通主换热器的富氮气入口。
所述各设备之间通过管线连通，各段管线上设有阀门及仪控测点。
所述液氮储存装置与甲烷精馏塔之间设有压缩机。
一种合成氨化工尾气的深冷精馏液化方法，包括以下步骤：
A．低电价阶段运行：
（1）冷量制取：
氮气进入冷箱内，首先通过氮气循环压缩机组加压至2.8~3.2MPa，再进入增压透平膨胀机增压至4.2~4.6MPa，然后，进入主换热器；在主换热器内90~95%的氮气被返流气体冷却至170~185K，然后从主换热器引出进入增压透平膨胀机膨胀至0.35~0.40MPa，膨胀后的氮气再作为低温返流气体返回主换热器参与换热；同时，剩余5~10%氮气在主换热器内继续冷却液化，所得液氮部分通入脱氢精馏塔和甲烷精馏塔提供塔顶喷淋液体，部分进入储存装置备用；
（2）尾气处理：
将合成氨化工尾气经前期预处理脱除水、二氧化碳、氨等组份后，送入冷箱；尾气首先进入主换热器，初步冷却至130~135K后进入甲烷精馏塔蒸发器进一步冷却，同时，释放出来的热量作为甲烷精馏塔的蒸发热负荷；从甲烷精馏塔蒸发器出来的尾气回到主换热器内再进一步冷却液化，然后进入脱氢精馏塔底部，经脱氢精馏塔精馏后在塔底得到富含甲烷的液体馏份，液体馏分经蒸发器再进入甲烷精馏塔，再经过甲烷塔的精馏，甲烷塔底部的馏分再经甲烷精馏塔蒸发器后可获得高纯液化天然气产品；
（3）处理气排出：主换热器内参与换热的氮气换热后成为低压氮气返回氮气循环压缩机组入口循环使用，尾气处理所得富氮气体和富氢气体排出后，回收作为合成氨阶段原料；
B．高电价阶段运行：
（1）冷量制取：
氮气进入冷箱内，首先通过氮气循环压缩机组加压至2.8~3.2MPa，再进入增压透平膨胀机增压至4.2~4.6MPa，然后，进入主换热器；在主换热器内93~98%的氮气被返流气体冷却至170~185K，然后从主换热器引出进入增压透平膨胀机膨胀至0.35~0.40MPa，膨胀后的氮气再作为低温返流气体返回主换热器参与换热；同时，剩余2~7%氮气在主换热器内继续冷却液化，所得液氮通入脱氢精馏塔，作为精馏塔顶喷淋液；同时，低电价阶段储存的液氮通入甲烷精馏塔顶部，作为精馏塔顶喷淋液；此时，制冷系统所需低温液氮量减少，可以降低氮气循环压缩机组的流量，降低电耗；
（2）尾气处理步骤与低电价阶段相同；
（3）处理气排出步骤与低电价阶段相同。
所述高压氮气进入主换热器前，要经循环水冷却。
所述低电价阶段储存的液氮要经增压后，再通入甲烷精馏塔。
本发明的积极有益效果：
本发明针对分阶段电价，改进技术方案，不但节约了电费，提高了生产效益，还能结余部分液氮，作为副产品出售。
（1）本发明实现了制冷系统多工况设计，能够在保持尾气处理和LNG生产稳定的条件下，利用液氮，实现差异电价的有效利用。
（2）在合成氨尾气不足时 ，本发明可增加液氮产量作为副产品直接销售。提高了装置有效利用率，降低了设备投资风险。
（3）由于可以反流液氮参与低温精馏，极端条件下，合成氨尾气超过设计处理量时，还可以提高装置的处理能力上限。
附图说明
图1为本发明实施例1系统示意图。
图中 1为主换热器，2为氮气循环压缩机组，3为增压透平膨胀机，31为增压端，32为膨胀端，4为脱氢精馏塔，5为脱氢精馏塔蒸发器，6为甲烷精馏塔，7为甲烷精馏塔蒸发器，8液氮储存装置；N为氮气管线，LN为液氮管线，YL为尾气管线，FH为富氢管线，FN为富氮管线，LA为富甲烷液体管线，LNG为液化天然气管线。
具体实施方式
下面结合具体实施例对本发明进一步详细说明，但本发明不限于这些实施例。
实施例1
本实施例合成氨化工尾气的深冷精馏液化系统包括氮气循环压缩机组、液氮储存装置以及设置在冷箱内的主换热器、增压透平膨胀机、脱氢精馏塔和甲烷精馏塔；所述主换热器设有高压氮气入口、高压氮气出口、返流气入口、液氮出口、尾气入口、冷却尾气出口、冷却尾气入口、液化尾气出口、富氢气入口、富氮气入口、低压氮气出口、富氮气出口和富氢气出口；所述氮气循环压缩机组入口连通氮气源及主换热器的低压氮气出口，其出口连通增压透平膨胀机增压端入口，增压透平膨胀机增压端出口再连通主换热器高压氮气入口，主换热器高压氮气出口连通增压透平膨胀机膨胀端入口，增压透平膨胀机膨胀端出口再连通主换热器返流气入口，主换热器液氮出口分别连通脱氢精馏塔上部、甲烷精馏塔上部和冷箱外的液氮储存装置；所述液氮储存装置又连通甲烷精馏塔上部液氮入口；所述主换热器尾气入口连通合成氨尾气源，其冷却尾气出口连通甲烷精馏塔蒸发器，甲烷精馏塔蒸发器再回来连通主换热器冷却尾气入口；所述主换热器的液化尾气出口连通脱氢精馏塔入口，脱氢精馏塔底部液体馏分出口再经脱氢精馏塔蒸发器连通甲烷精馏塔入口，甲烷精馏塔底部液化天然气出口经甲烷精馏塔蒸发器最后再连通冷箱外的液化天然气储存装置；所述脱氢精馏塔顶部富氢气出口连通主换热器富氢气入口，所述甲烷精馏塔顶部的富氮气出口连通主换热器的富氮气入口。所述各设备之间通过管线连通，各段管线上设有阀门及仪控测点。所述液氮储存装置与甲烷精馏塔之间还可增设压缩机。
实施例2
本实施例合成氨化工尾气的深冷精馏液化方法，包括以下步骤：
A．低电价阶段运行：
（1）冷量制取：
氮气进入冷箱内，首先通过氮气循环压缩机组加压至3.0MPa，再进入增压透平膨胀机增压至4.4MPa，然后，进入主换热器；在主换热器内94%的氮气被返流气体冷却至180K，然后从主换热器引出进入增压透平膨胀机膨胀至0.38MPa，膨胀后的氮气再作为低温返流气体返回主换热器参与换热；同时，剩余6%氮气在主换热器内继续冷却液化，所得液氮部分通入脱氢精馏塔和甲烷精馏塔提供塔顶喷淋液体，部分进入储存装置备用；
（2）尾气处理：
将合成氨化工尾气经前期预处理脱除水、二氧化碳、氨等组份后，送入冷箱；尾气首先进入主换热器，初步冷却至133K后进入甲烷精馏塔蒸发器进一步冷却，同时，释放出来的热量作为甲烷精馏塔的蒸发热负荷；从甲烷精馏塔蒸发器出来的尾气回到主换热器内再进一步冷却液化，然后进入脱氢精馏塔底部，经脱氢精馏塔精馏后在塔底得到富含甲烷的液体馏份，液体馏分经蒸发器再进入甲烷精馏塔，再经过甲烷塔的精馏，甲烷塔底部的馏分再经甲烷精馏塔蒸发器后可获得高纯液化天然气产品；
（3）处理气排出：主换热器内参与换热的氮气换热后成为低压氮气返回氮气循环压缩机组入口循环使用，尾气处理所得富氮气体和富氢气体排出后，回收作为合成氨阶段原料；
B．高电价阶段运行：
（1）冷量制取：
氮气进入冷箱内，首先通过氮气循环压缩机组加压至3.0MPa，再进入增压透平膨胀机增压至4.4MPa，然后，进入主换热器；在主换热器内97%的氮气被返流气体冷却至180K，然后从主换热器引出进入增压透平膨胀机膨胀至0.38MPa，膨胀后的氮气再作为低温返流气体返回主换热器参与换热；同时，剩余3%氮气在主换热器内继续冷却液化，所得液氮通入脱氢精馏塔，作为精馏塔顶喷淋液；同时，低电价阶段储存的液氮通入甲烷精馏塔顶部，作为精馏塔顶喷淋液；此时，制冷系统所需低温液氮量减少，可以降低氮气循环压缩机组的流量，降低电耗；
（2）尾气处理步骤与低电价阶段相同；
（3）处理气排出步骤与低电价阶段相同。
所述高压氮气进入主换热器前，要经循环水冷却。
所述低电价阶段储存的液氮要经增压后，再通入甲烷精馏塔。
以某合成氨化工厂流量为5250Nm3/h、压强为1.8Mpa尾气为例，为满足两个不同工况对循环氮气的需求，将实施例1氮气循环压缩机组配置三台压缩机，每台流量为5500 Nm3/h，每台轴功率为500kw，完全与装置运行工况相匹配，实现节能降耗目的。低电价阶段运行参数见表1，运行三台压缩机，保持氮气循环量为16500 Nm3/h，除满足液化天然气冷量需求之外还可同时制取430 Nm3/h的液氮，这部分液氮贮存于液氮贮槽内。高电价阶段运行参数见表2，运行两台氮气循环压缩机组，保持氮气循环量为11000 Nm3/h，为满足液化天然气冷量需求，还需要补充一部分冷量来满足装置需求，补充冷量以回灌液氮形式来补充，液氮补充量为400 Nm3/h，这部分液氮来自低电价阶段制取的多余液氮。
如不考虑分阶段电价，每台压缩机流量仍按照5500 Nm3/h，因没有液氮的补充，也不存在液氮制取，压缩机排气压力降为2.4MPa，单台轴功率为440kw。
每天低电价阶段按照12小时计算，电价为0.35元/度，高电价阶段按照12小时计算，电价为0.95元/度，效益对比如表3。
实施例3
本实施例合成氨化工尾气的深冷精馏液化方法，包括以下步骤：
A．低电价阶段运行：
（1）冷量制取：
氮气进入冷箱内，首先通过氮气循环压缩机组加压至3.2MPa，再进入增压透平膨胀机增压至4.5MPa，然后，要经循环水冷却后进入主换热器；在主换热器内92%的氮气被返流气体冷却至175K，然后从主换热器引出进入增压透平膨胀机膨胀至0.36MPa，膨胀后的氮气再作为低温返流气体返回主换热器参与换热；同时，剩余8%氮气在主换热器内继续冷却液化，所得液氮部分通入脱氢精馏塔和甲烷精馏塔提供塔顶喷淋液体，部分进入储存装置备用；
（2）尾气处理：
将合成氨化工尾气经前期预处理脱除水、二氧化碳、氨等组份后，送入冷箱；尾气首先进入主换热器，初步冷却至130K后进入甲烷精馏塔蒸发器进一步冷却，同时，释放出来的热量作为甲烷精馏塔的蒸发热负荷；从甲烷精馏塔蒸发器出来的尾气回到主换热器内再进一步冷却液化，然后进入脱氢精馏塔底部，经脱氢精馏塔精馏后在塔底得到富含甲烷的液体馏份，液体馏分经蒸发器再进入甲烷精馏塔，再经过甲烷塔的精馏，甲烷塔底部的馏分再经甲烷精馏塔蒸发器后可获得高纯液化天然气产品；
（3）处理气排出：主换热器内参与换热的氮气换热后成为低压氮气返回氮气循环压缩机组入口循环使用，尾气处理所得富氮气体和富氢气体排出后，回收作为合成氨阶段原料；
B．高电价阶段运行：
（1）冷量制取：
氮气进入冷箱内，首先通过氮气循环压缩机组加压至2.8MPa，再进入增压透平膨胀机增压至4.2MPa，然后，进入主换热器；在主换热器内98%的氮气被返流气体冷却至180K，然后从主换热器引出进入增压透平膨胀机膨胀至0.39MPa，膨胀后的氮气再作为低温返流气体返回主换热器参与换热；同时，剩余2%氮气在主换热器内继续冷却液化，所得液氮通入脱氢精馏塔，作为精馏塔顶喷淋液；同时，低电价阶段储存的液氮经压缩增压后通入甲烷精馏塔顶部，作为精馏塔顶喷淋液；此时，制冷系统所需低温液氮量减少，可以降低氮气循环压缩机组的流量，降低电耗；
（2）尾气处理步骤与低电价阶段相同；
（3）处理气排出步骤与低电价阶段相同。
本发明并不局限于上述具体实施方式，本领域技术人员还可据此做出多种变化，但任何与本发明等同或者类似的变化都应涵盖在本发明权利要求的范围。
Claims (6)
1.一种合成氨化工尾气的深冷精馏液化系统，其特征在于：包括氮气循环压缩机组、液氮储存装置以及设置在冷箱内的主换热器、增压透平膨胀机、脱氢精馏塔和甲烷精馏塔；所述主换热器设有高压氮气入口、高压氮气出口、返流气入口、液氮出口、尾气入口、冷却尾气出口、冷却尾气入口、液化尾气出口、富氢气入口、富氮气入口、低压氮气出口、富氮气出口和富氢气出口；所述氮气循环压缩机组入口连通氮气源及主换热器的低压氮气出口，其出口连通增压透平膨胀机增压端入口，增压透平膨胀机增压端出口再连通主换热器高压氮气入口，主换热器高压氮气出口连通增压透平膨胀机膨胀端入口，增压透平膨胀机膨胀端出口再连通主换热器返流气入口，主换热器液氮出口分别连通脱氢精馏塔上部、甲烷精馏塔上部和冷箱外的液氮储存装置；所述液氮储存装置又连通甲烷精馏塔上部液氮入口；所述主换热器尾气入口连通合成氨尾气源，其冷却尾气出口连通甲烷精馏塔蒸发器，甲烷精馏塔蒸发器再回来连通主换热器冷却尾气入口；所述主换热器的液化尾气出口连通脱氢精馏塔入口，脱氢精馏塔底部液体馏分出口再经脱氢精馏塔蒸发器连通甲烷精馏塔入口，甲烷精馏塔底部液化天然气出口经甲烷精馏塔蒸发器最后再连通冷箱外的液化天然气储存装置；所述脱氢精馏塔顶部富氢气出口连通主换热器富氢气入口，所述甲烷精馏塔顶部的富氮气出口连通主换热器的富氮气入口。
2.根据权利要求1所述的合成氨化工尾气的深冷精馏液化系统，其特征在于：所述各设备之间通过管线连通，各段管线上设有阀门及仪控测点。
3.根据权利要求1或2所述的合成氨化工尾气的深冷精馏液化系统，其特征在于：所述液氮储存装置与甲烷精馏塔之间设有压缩机。
4.一种合成氨化工尾气的深冷精馏液化方法，其特征在于，包括以下步骤：
A．低电价阶段运行：
（1）冷量制取：
氮气进入冷箱内，首先通过氮气循环压缩机组加压至2.8~3.2MPa，再进入增压透平膨胀机增压至4.2~4.6MPa，然后，进入主换热器；在主换热器内90~95%的氮气被返流气体冷却至170~185K，然后从主换热器引出进入增压透平膨胀机膨胀至0.35~0.40MPa，膨胀后的氮气再作为低温返流气体返回主换热器参与换热；同时，剩余5~10%氮气在主换热器内继续冷却液化，所得液氮部分通入脱氢精馏塔和甲烷精馏塔提供塔顶喷淋液体，部分进入储存装置备用；
（2）尾气处理：
将合成氨化工尾气经前期预处理脱除水、二氧化碳、氨等组份后，送入冷箱；尾气首先进入主换热器，初步冷却至130~135K后进入甲烷精馏塔蒸发器进一步冷却，同时，释放出来的热量作为甲烷精馏塔的蒸发热负荷；从甲烷精馏塔蒸发器出来的尾气回到主换热器内再进一步冷却液化，然后进入脱氢精馏塔底部，经脱氢精馏塔精馏后在塔底得到富含甲烷的液体馏份，液体馏分经蒸发器再进入甲烷精馏塔，再经过甲烷塔的精馏，甲烷塔底部的馏分再经甲烷精馏塔蒸发器后可获得高纯液化天然气产品；
（3）处理气排出：主换热器内参与换热的氮气换热后成为低压氮气返回氮气循环压缩机组入口循环使用，尾气处理所得富氮气体和富氢气体排出后，回收作为合成氨阶段原料；
B．高电价阶段运行：
（1）冷量制取：
氮气进入冷箱内，首先通过氮气循环压缩机组加压至2.8~3.2MPa，再进入增压透平膨胀机增压至4.2~4.6MPa，然后，进入主换热器；在主换热器内93~98%的氮气被返流气体冷却至170~185K，然后从主换热器引出进入增压透平膨胀机膨胀至0.35~0.40MPa，膨胀后的氮气再作为低温返流气体返回主换热器参与换热；同时，剩余2~7%氮气在主换热器内继续冷却液化，所得液氮通入脱氢精馏塔，作为精馏塔顶喷淋液；同时，低电价阶段储存的液氮通入甲烷精馏塔顶部，作为精馏塔顶喷淋液；此时，制冷系统所需低温液氮量减少，可以降低氮气循环压缩机组的流量，降低电耗；
（2）尾气处理步骤与低电价阶段相同；
（3）处理气排出步骤与低电价阶段相同。
5.根据权利要求4所述的合成氨化工尾气的深冷精馏液化方法，其特征在于：所述高压氮气进入主换热器前，要经循环水冷却。
6.根据权利要求4所述的合成氨化工尾气的深冷精馏液化方法，其特征在于：所述低电价阶段储存的液氮要经增压后，再通入甲烷精馏塔。
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