一種液化富甲烷氣的工藝流程的製作方法

2023-09-19 13:13:15 1

專利名稱：一種液化富甲烷氣的工藝流程的製作方法
技術領域：
本發明涉及一種液化富甲垸氣的工藝流程，提出一種將經過脫酸、脫水、脫汞等預處理後的富甲烷氣, 例如天然氣液化的工藝，包括富甲垸氣中重烴的分離、富甲垸氣的液化、脫氮、提供冷量的純組分製冷循 環系統。
背景技術：
富甲烷氣，這裡定義為包括天然氣、煤層氣、天然水合物的氣化物，做為一種清潔燃料正在日益廣泛 地被使用，但是大多數富甲垸氣源地遠離終端用戶，在環境條件下很長距離地運輸氣體並不經濟，當需耍 跨越大洋時，甚至無法做到，並且以氣體狀態儲存大量的富甲烷氣也很不經濟。
將富甲垸氣，冷卻至液體狀態，獲得液態產品，即液化天然氣，並採用非管道運輸是一種經濟的方式。 富甲烷氣的液化過程需要製冷系統，製冷系統一般採用一個或幾個製冷循環，富甲垸氣依次經過冷卻、液 化、過冷的過程對應著預冷、液化、過冷的溫度逐步降低的製冷循環。
製冷系統組成主要包括製冷劑，分為純單一組分和混合組分；低溫熱交換器，有板翅式熱交換器、 繞管式熱交換器、管殼式熱交換器；壓縮機驅動機，有蒸汽透平、燃氣透平(雙軸和單軸)、電機、航改發 動機；製冷壓縮機；液體膨脹機。
從1964年世界上第一個液化天然氣貿易開始，在天然氣需求增長和工業化實踐的基礎上，國外對天 然氣液化技術，主耍是製冷循環技術，已進行了多年的研究和實踐，天然氣液化生產線的規模從兒十萬噸 已達近千萬噸，支持了天然氣在全球範圍的廣泛使用。
天然氣液化的主要技術有純組分製冷劑復迭技術，處理過的天然氣逐步經純丙烷，乙烯和甲烷製冷 劑冷卻和冷凝，而這三種製冷劑分別用在構成復迭的三個獨立製冷循環中；單循環混合製冷劑工藝技術， 這種技術在單一的製冷劑循環中放入包括氮、甲烷、乙垸、丙烷、丁垸，有時還有戊垸的混合製冷劑進行 循環；單循環多壓混合製冷劑技術；丙烷預冷混合製冷劑技術，使用丙烷製冷循環和混合製冷劑循環階聯， 這是目前世界上的主流技術，根據具體技術特點，又有分體丙垸技術、並行混合製冷技術、附加氮膨脹機 深冷循環技術等；雙循環混合製冷系統，第一級循環用於預冷，而另一級循環用於液化；混合製冷劑復迭 技術，這一工藝與普通復迭工藝類似，但是幾個製冷循環中的純組分換成了混合組分，可分為二階混合制 冷劑循環技術、三階混合製冷劑循環技術；氮膨脹循環技術。
預冷和液化分別採用不同的低溫熱交換器，預冷過程一般使用鼓式熱交換器或鋁製板翅式熱交換器， 液化和深冷過程使用鋁製板翅式熱交換器或專有繞管式熱交換器。
由於對富甲垸氣能源的需求日益旺盛，開發和提供富甲垸氣資源日益緊迫，市場對富甲垸氣液化技術 的需求隨之增加，但目前國內還沒有針對大型液化天然氣工廠的富甲垸氣液化技術，所有液化技術和專有 設備均需從國外獲得，這對於國家儘快獲得富甲烷氣資源、增強富甲烷氣能源企業的國際競爭力極為不利， 此發明正是在此背景下開發的大負荷、經濟、高效、易於操作維護的富甲烷氣(例如天然氣)液化技術。

發明內容
此發明提出了一種將經過脫酸、脫水、脫汞等預處理後的富甲烷氣，例如天然氣液化的工藝流程，包 括富甲垸氣中重烴的分離、富甲烷氣的液化、脫氮、提供冷量的純組分製冷循環系統，此過程可靠性好、 對富甲垸氣的原料組成的變化適應性好，可比較靈活地根據原料氣的組成、流量的變化進行冷劑的流量和 配比的調整，對所用設備的要求較低，可獲得較高的效率和低的投資。
液化富甲烷氣的工藝流程，包括富甲烷氣中重烴的分離、富甲烷氣的液化、脫氮、提供冷量的製冷循 環系統
(a) 富甲垸氣流首先在多個預冷器中與各純組分冷劑換熱；
(b) 預冷卻後的富甲垸氣在重烴分離塔中將重烴分離，重烴去分餾單元； (C)富甲垸氣在第一主換熱器中被乙烷冷劑進一步冷卻；
(d) 富甲烷流體進入分離罐析出剩餘的重烴，氣相去下一個主換熱器；
(e) 富甲烷氣在第二主換熱器中被乙烷冷劑繼續冷卻並部分冷凝；
(f) 富甲烷氣在第二主換熱器中被甲垸冷劑全部冷凝；
(g) 富甲垸氣在第四主換熱器中被氮冷劑過冷；
(h) 過冷的富甲烷流體經膨脹機後進入填料塔脫氮，塔底液化甲垸經泵輸往儲罐，塔頂甲垸氣增壓作為燃 料氣；
(i丙烷冷劑被壓縮，級間冷卻和後冷及冷凝採用外部冷的流體，如空氣；丙垸冷劑在多級換熱器中閃蒸到 較低的壓力和溫度以冷卻乙垸冷劑；
(j)乙烷冷劑被壓縮，級間冷卻和後冷採用外部冷的流體，如空氣；通過丙烷冷劑的多級換熱器冷凝；冷 凝的乙烷冷劑在第一主換熱器較高壓力下部分蒸發以冷卻富甲烷氣，乙烷兩相流離開第一主換熱器經氣液 分離後，液相流體進入第二主換熱器在較低壓力下全部蒸發以進一步冷卻富甲垸氣，氣相流體和從第二主 換熱器引出的乙垸氣體分別去各自預冷器與富甲烷氣進料換熱，復熱後分別引到乙垸壓縮機一級入口緩衝 罐和二級入口；
(k)甲垸冷劑被壓縮，級間冷卻和後冷採用外部冷的流體，如空氣；通過第二主換熱器和第三主換熱器進 一步冷卻和冷凝；冷凝的甲烷冷劑在第三主換熱器內蒸發以冷卻冷凝富甲烷氣，在提供冷量的過程中部分 氣化，從換熱器出來的兩相流經氣液分離器，氣、液相分別引入預冷器中與富甲烷氣進料換熱，復熱或完 全氣化後引到甲烷壓縮機入口緩衝罐；
(1)氮冷劑被壓縮，級間冷卻和後冷採用外部冷的流體，如空氣；通過第三主換熱器和第四主換熱器進一 步冷卻和冷凝；冷凝的氮冷劑在第四主換熱器內蒸發以冷卻冷凝富甲烷氣，在提供冷量的過程中部分氣化， 從換熱器出來的兩相流經氣液分離器，氣、液相分別引入預冷器中與富甲烷氣進料換熱，復熱或完全氣化 後引到氮壓縮機入口緩衝罐。
如上所述，富甲垸氣進料的壓力和溫度是不高於10MPa， 5CTC。
如上所述，富甲院氣在各預冷器中與各主換熱器出口純組分冷劑換熱，富甲垸氣冷卻，純組分冷劑完 全氣化並復熱去壓縮機入口 ，預冷器出口可設置控制閥調節換熱負荷和純組分冷劑氣化壓力。 如上所述，純組分冷劑的流量可以根據富甲烷氣的組成和各預冷器的壓力和溫度進行調節。 如上所述，富甲烷氣的液化過程由四個閉式迴路，採用純組分冷劑的製冷循環提供冷量
(a) 丙垸冷劑在四級換熱器中逐步閃蒸到較低的壓力和溫度以冷卻乙烷冷劑；
(b) 乙烷冷劑被壓縮，級間冷卻和後冷採用外部冷的流體，如空氣；通過丙垸冷劑的多級換熱器冷凝；冷 凝後的乙垸冷劑在第一主換熱器較高壓力下部分蒸發以冷卻富甲烷氣，乙烷兩相流離開第一主換熱器經氣 液分離後，液相流體進入第二主換熱器在較低壓力下全部蒸發以進一步冷卻富甲烷氣，氣相流體和從第二
主換熱器引出的乙烷氣體分別去各自預冷器與富甲烷氣進料換熱，復熱後分別引到乙烷壓縮機一級入口緩 衝罐和二級入口；
(c) 甲烷冷劑被壓縮，級間冷卻和後冷採用外部冷的流體，如空氣；通過第二主換熱器和第三主換熱器進 一步冷卻和冷凝；冷凝的甲烷冷劑在第三主換熱器內蒸發以冷卻冷凝富甲烷氣，在提供冷量的過程中部分 氣化，從換熱器出來的兩相流經氣液分離器，氣、液相分別引入預冷器中與富甲垸氣進料換熱，復熱或完 全氣化後弓I到甲烷壓縮機入口緩衝罐；
(d) 氮冷劑被壓縮，級間冷卻和後冷採用外部冷的流體，如空氣；通過第三主換熱器和第四主換熱器進一 步冷卻和冷凝；冷凝的氮冷劑在第四主換熱器內蒸發以冷卻冷凝富甲垸氣，在提供冷量的過程中部分氣化， 從換熱器出來的兩相流經氣液分離器，氣、液相分別引入預冷器中與富甲烷氣進料換熱，復熱或完全氣化 後弓I到氮壓縮機入口緩衝罐。
如上所述，純組分冷劑是氮、甲垸、乙烷或乙烯、丙烷。
如上所述，純組分冷劑壓縮機是多級離心或軸流壓縮機或組合式。
如上所述，純組分冷劑壓縮機是電機驅動或燃氣透平機驅動或蒸汽透平機驅動。
如上所述，純組分冷劑壓縮機是電機驅動時，變速裝置是變頻器或液力耦合式。
如上所述，純組分冷劑壓縮機可採用均分負荷的並列雙壓縮機。
如上所述，富甲垸氣的液化過程可使用各種換熱器(包括繞管式換熱器，板翅式換熱器，釜式換熱器)。 如上所述，純組分冷劑在第一、第二、第二、第四主換熱器冷凝引出主換熱器後，可採用節流閥或膨 脹機減壓降溫，再回到各換熱器。
如上所述，富甲垸氣的液化過程使用的換熱器可採用均分負荷的多換熱器。 如上所述，當冷劑壓縮機採用燃氣透平機驅動時，配置廢熱回收裝置。
如上所述，從第四主換熱器出來的液化富甲垸流體經液體膨脹機減壓降溫後，進入氣液分離罐閃蒸， 分離罐的氣相、液相分別引入填料塔，從上遊引入一股流體作為上升氣體，塔底液相經低溫泵輸往LNG儲 罐，塔頂氣相經增壓後作為燃料氣提供，其中冷量可通過換熱利用。
如上所述，液體膨脹機軸功輸出提供燃料氣增壓的動力，旁路可設置節流閥。
如上所述，在採用燃氣透平驅動冷劑壓縮機時，液體膨脹機和燃料氣輸出流量可與純組分冷劑壓縮機 驅動機燃氣透平的軸功輸出設置為整個液化過程負荷調節的機制。 如上所述，富甲烷氣的進料處理能力可達每年6百萬噸。
如上所述，富甲烷氣液化流程的各系統可由多個並行的子系統組成，各個子系統具有執行相同工藝過 程的能力。
本發明的優點
此液化富甲垸氣工藝流程可靠性好、對富甲烷氣的原料組成的變化適應性強，可比較靈活地根據原料 氣的組成、流量的變化進行純組分冷劑的流量調節，對所用設備的要求較低，可獲得較高的效率和低的投 資。並且降低換熱器設計和製造難度，可採用非專有設備；可調節壓縮機入口氣體溫度，壓縮機可常溫設 計；易於調節冷劑流量和蒸發壓力，減少能耗。


附1是表明本發明的一個實施方案的示意性流程圖。
具體實施例方式
實施例為了闡明本發明的一個實施方案，通過對富甲垸氣到液化甲烷的工藝流程的熱量和物料平衡 計算，模擬本發明的優化實施方案，每年生產500萬噸的LNG生產線。參見圖l。
經預處理合格的富甲烷原料氣36000kmol/h，在壓力6. OMPa,溫度50。C下從管線1順序經過預冷器 ElOl、 E102、 E103、 E104、 E105、 E106,富甲烷氣被預冷至-33°C。
含有冷凝液的原料氣流經管線7進入脫甲垸塔T101，大部分重烴組分在脫甲烷塔中被分離，塔頂的富 甲垸氣在壓力5. 5MPa，溫度-35'C下，通過管線8進入第一主換熱器E800，被乙烷冷劑冷卻後，溫度-66°C , 引出第一主換熱器E800，進入氣液分離器V100進行閃蒸分離，全部重烴在此被分離，離開分離器V100的 氣相流體通過管線10進入第二主換熱器E801，與乙烷冷劑換熱後，富甲垸氣進一步冷卻；壓力5.2MPa， 溫度-8CTC的富甲垸流體從第二主換熱器E801出來後經管線11引入第三主換熱器E802，在此換熱器中富 甲烷流體與甲垸冷劑換熱，繼續降溫，離開第三主換熱器E802的富甲烷流體經管線12引入第四主換熱器 E803，在此換熱器中富甲垸流體與氮冷劑換熱，離開第四主換熱器E803的富甲垸流體在溫度-160'C下經 液體膨脹機EXIOI降溫到-163t:，膨脹後的甲垸流體進入填料塔T102，大部分氮氣在此脫出，甲烷液體在 壓力O. 13MPa，溫度-162'C下從填料塔底部引出，其中氮含量低於lmol%,填料塔底的液體甲烷由低溫泵 輸送到液體甲垸儲罐；填料塔頂出來的氣相經與膨脹機EX101同軸的增壓機C101增壓後做為燃料氣或再 生氣使用。
氣液分離器V100中的液相經管線18進入脫甲垸塔T101作為塔頂回流，脫甲烷塔底液相部分經再沸 器回到塔內，大部分去重烴分餾系統。
丙垸經壓縮至1.7MPa並在4(TC下冷凝後依次在四個壓力下蒸發，為乙垸冷劑提供冷量，四個蒸發壓 力和溫度分別是0. 70MPa、 10°C， 0. 37MPa、 -8°C, 0. 24MPa、 -23°C, 0. 12MPa、 -36°C。從各個丙烷蒸發器 來的不同壓力的丙烷蒸氣分別進入丙烷壓縮機C201各級進口 。
乙烷冷劑經壓縮至2. lMPa並冷卻到4(TC後，順序經過丙垸循環的多級蒸發器E202、E203、E204、E205， 乙烷冷劑被過冷。冷凝後的乙烷冷劑經管線35進入第一主換熱器E800,在換熱器中向上流動被進一步冷 卻，在溫度-66'C時，引出換熱器，經節流過冷後從頂部再次進入換熱器，在換熱器中凝液向下流動，在 較高壓力下部分蒸發以冷卻富甲烷氣；乙烷兩相流離開第一主換熱器經氣液分離器V302後，液相流體進 入第二主換熱器E801，在換熱器中向上流動被進一步冷卻，在溫度-8(TC時，引出換熱器，經節流過冷後 從頂部再次進入換熱器，在換熱器中凝液向下流動，在較低壓力下全部蒸發以冷卻富甲烷氣和甲烷冷劑； V302氣相流體和從第二主換熱器引出的經V303的乙烷氣體分別去預冷器E101和E102與富甲垸氣進料換 熱，復熱後分別引到乙垸壓縮機入口緩衝罐V301和壓縮機二級入口。
甲烷冷劑經壓縮至3. 2MPa並冷卻到40'C後，經管線51進入第二主換熱器E801被乙烷冷卻冷凝，接 著經管線51進入第三主換熱器E802，在換熱器中向上流動被進一步冷卻，在溫度-145。C時，引出換熱器， 經節流過冷後從頂部再次進入換熱器，在換熱器中凝液向下流動，大部分蒸發以冷卻冷凝富甲垸氣；從第 三主換熱器引出的經V502的甲烷液體和氣體分別去預冷器E103和E1024富甲烷氣進料換熱，復熱後引到 甲烷壓縮機入口緩衝罐V501 。
氮冷劑經壓縮至3. 5MPa並冷卻到4(TC後，經管線61進入第三主換熱器E802被甲烷冷卻冷凝，接著 經管線62進入第四主換熱器E803,在換熱器中向上流動被進一步冷卻，在溫度-16(TC時，引出換熱器， 經節流過冷後從頂部再次迸入換熱器，在換熱器中凝液向下流動，大部分蒸發以冷凝富甲烷氣；從第四主 換熱器引出的經V602的氮液體和氣體分別去預冷器E105和E106與富甲烷氣進料換熱，復熱後引到氮壓 縮機入口緩衝罐V601。
以上所述，對於本領域的技術人員來說，可以根據本發明的技術方案和技術構思作出其它各種相應的 改變和變形，而所有這些改變和變形都應屬於本發明的權利要求的保護範圍。
權利要求
1. 一種液化富甲烷氣的工藝流程，包括富甲烷氣中重烴的分離、富甲烷氣的液化、脫氮、提供冷量的純組分製冷循環系統(a)富甲烷氣流首先在多個預冷器中與各純組分冷劑換熱；(b)預冷卻後的富甲烷氣在重烴分離塔中將重烴分離，重烴去分餾單元；(c)富甲烷氣在第一主換熱器中被乙烷冷劑進一步冷卻；(d)富甲烷流體進入分離罐析出剩餘的重烴，氣相去下一個主換熱器；(e)富甲烷氣在第二主換熱器中被乙烷冷劑繼續冷卻並部分冷凝；(f)富甲烷氣在第三主換熱器中被甲烷冷劑全部冷凝；(g)富甲烷氣在第四主換熱器中被氮冷劑過冷；(h)過冷的富甲烷流體經膨脹機後進入填料塔脫氮，塔底液化甲烷經泵輸往儲罐，塔頂甲烷氣增壓作為燃料氣；(i丙烷冷劑被壓縮，級間冷卻和後冷及冷凝採用外部冷的流體，如空氣；丙烷冷劑在多級換熱器中閃蒸到較低的壓力和溫度以冷卻乙烷冷劑；(j)乙烷冷劑被壓縮，級間冷卻和後冷採用外部冷的流體，如空氣；通過丙烷冷劑的多級換熱器冷凝；冷凝的乙烷冷劑在第一主換熱器較高壓力下部分蒸發以冷卻富甲烷氣，乙烷兩相流離開第一主換熱器經氣液分離後，液相流體進入第二主換熱器在較低壓力下全部蒸發以進一步冷卻富甲烷氣，氣相流體和從第二主換熱器引出的乙烷氣體分別去各自預冷器與富甲烷氣進料換熱，復熱後分別引到乙烷壓縮機一級入口緩衝罐和二級入口；(k)甲烷冷劑被壓縮，級間冷卻和後冷採用外部冷的流體，如空氣；通過第二主換熱器和第三主換熱器進一步冷卻和冷凝；冷凝的甲烷冷劑在第三主換熱器內蒸發以冷卻冷凝富甲烷氣，在提供冷量的過程中部分氣化，從換熱器出來的兩相流經氣液分離器，氣、液相分別引入預冷器中與富甲烷氣進料換熱，復熱或完全氣化後引到甲烷壓縮機入口緩衝罐；(l)氮冷劑被壓縮，級間冷卻和後冷採用外部冷的流體，如空氣；通過第三主換熱器和第四主換熱器進一步冷卻和冷凝；冷凝的氮冷劑在第四主換熱器內蒸發以冷卻冷凝富甲烷氣，在提供冷量的過程中部分氣化，從換熱器出來的兩相流經氣液分離器，氣、液相分別引入預冷器中與富甲烷氣進料換熱，復熱或完全氣化後引到氮壓縮機入口緩衝罐。
2.如權利要求l所述的工藝流程，富甲垸氣進料的壓力和溫度是不高於10MPa, 50'C。
3. 如權利要求所述的工藝流程，富甲烷氣在各預冷器中與各主換熱器出口純組分冷劑換熱，富甲垸氣冷 卻，純組分冷劑完全氣化並復熱去壓縮機入口 ，預冷器出口可設置控制閥調節換熱負荷和純組分冷劑氣化 壓力。
4. 如權利要求3所述的工藝流程，純組分冷劑的流量可以根據富甲烷氣的組成和各預冷器的壓力和溫度進 行調節。
5. 如權利要求l所述的工藝流程，富甲烷氣的液化過程由四個閉式迴路，釆用純組分冷劑的製冷循環提供冷量(a) 丙烷冷劑在四級換熱器中逐步閃蒸到較低的壓力和溫度以冷卻乙烷冷劑；(b) 乙烷冷劑被壓縮，級間冷卻和後冷採用外部冷的流體，如空氣；通過丙烷冷劑的多級換熱器冷凝；冷 凝後的乙烷冷劑在第一主換熱器較高壓力下部分蒸發以冷卻富甲烷氣，乙烷兩相流離開第一主換熱器經氣 液分離後，液相流體進入第二主換熱器在較低壓力F全部蒸發以進一步冷卻富甲垸氣，氣相流體和從第二 主換熱器引出的乙院氣體分別去各自預冷器與富甲烷氣進料換熱，復熱後分別引到乙垸壓縮機一級入口緩 衝罐和二級入口； (c) 甲烷冷劑被壓縮，級間冷卻和後冷採用外部冷的流體，如空氣；通過第二主換熱器和第三主換熱器進 一步冷卻和冷凝；冷凝的甲烷冷劑在第三主換熱器內蒸發以冷卻冷凝富甲烷氣，在提供冷量的過程中部分 氣化，從換熱器出來的兩相流經氣液分離器，氣、液相分別引入預冷器中與富甲烷氣進料換熱，復熱或完 全氣化後弓I到甲烷壓縮機入口緩衝罐；(d) 氮冷劑被壓縮，級間冷卻和後冷採用外部冷的流體，如空氣；通過第三主換熱器和第四主換熱器進一 步冷卻和冷凝；冷凝的氮冷劑在第四主換熱器內蒸發以冷卻冷凝富甲烷氣，在提供冷量的過程中部分氣化， 從換熱器出來的兩相流經氣液分離器，氣、液相分別引入預冷器中與富甲烷氣進料換熱，復熱或完全氣化 後引到氮壓縮機入口緩衝罐。
6. 如權利要求5所述的工藝流程，純組分冷劑是氮、甲垸、乙烷或乙烯、丙垸。
7. 如權利要求5所述的工藝流程，純組分冷劑壓縮機是多級離心或軸流壓縮機或組合式。
8. 如權利要求7所述的l:藝流程，純組分冷劑壓縮機是電機驅動或燃氣透平機驅動或蒸汽透平機驅動。
9. 如權利要求8所述的工藝流程，純組分冷劑壓縮機是電機驅動時，變速裝置是變頻器或液力耦合式。
10. 如權利要求7所述的工藝流程，純組分冷劑壓縮機可採用均分負荷的並列雙壓縮機。
11. 如權利耍求5所述的工藝流程，富甲垸氣的液化過程可使用各種換熱器(包括繞管式換熱器，板翅式 換熱器，釜式換熱器)。
12. 如權利要求5所述的工藝流程，純組分冷劑在第一、第二、第三、第四主換熱器冷凝引出主換熱器後， 可採用節流閥或膨脹機減壓降溫，再回到各換熱器。
13. 如權利耍求5所述的工藝流程，富甲垸氣的液化過程使用的換熱器可採用均分負荷的多換熱器。
14. 如權利要求8所述的工藝流程，當冷劑壓縮機採用燃氣透平機驅動時，配置廢熱回收裝置。
15. 如權利耍求1所述的工藝流程，從第四主換熱器出來的液化富甲烷流體經液體膨脹機減壓降溫後，進 入氣液分離罐閃蒸，分離罐的氣相、液相分別引入填料塔，從上遊引入一股流體作為上升氣體，塔底液相 經低溫泵輸往LNG儲罐，塔頂氣相經增壓後作為燃料氣提供，其中冷量可通過換熱利用。
16. 如權利要求l所述的工藝流程，液體膨脹機軸功輸出提供燃料氣增壓的動力，旁路可設置節流閥。
17. 如權利要求16所述的工藝流程，在採用燃氣透平驅動冷劑壓縮機時，液體膨脹機和燃料氣輸出流量可 與純組分冷劑壓縮機驅動機燃氣透平的軸功輸出設置為整個液化過程負荷調節的機制。
18. 如權利要求1所述的工藝流程，富甲烷氣的進料處理能力可達每年6百萬噸。
19. 如權利要求1所述的工藝流程，富甲垸氣液化流程的各系統可由多個並行的子系統組成，各個子系統 具有執行相同工藝過程的能力。
全文摘要
本發明公開了一種液化富甲烷氣，例如天然氣的工藝流程，包括富甲烷氣中重烴的分離、富甲烷氣的液化、脫氮、提供冷量的純組分製冷循環系統。工藝流程可靠性好、對富甲烷氣的原料組成的變化適應性強，可比較靈活地根據原料氣的組成、流量的變化進行冷劑的流量和配比的調整，對所用設備的要求較低，可獲得較高的效率和低的投資。
文檔編號F25J1/02GK101392982SQ20081017589
公開日2009年3月25日 申請日期2008年11月10日 優先權日2008年11月10日
發明者陳文煜 申請人:陳文煜;初燕群