阅读说明：本技术 一种气化焦尾气变换、脱碳制lng的方法 (Method for preparing LNG (liquefied Natural gas) by transforming and decarbonizing tail gas of gasified coke ) 是由 冉世红 龙雨谦 杨先忠 蹇守华 刘艳艳 肖云山 游林 魏素兰 于 2021-08-02 设计创作，主要内容包括：本发明属于气化焦尾气制LNG(液化天然气)技术领域,尤其涉及一种气化焦尾气变换、脱碳制LNG的方法,所述气化焦尾气依次经预处理单元、压缩单元、脱油脱萘单元和脱苯脱氨单元后,一部份气体依次进入耐硫变换单元、变换气脱硫单元和变换气湿法脱碳单元处理,处理后的脱碳气与另一部份气体混合再进入混合气精脱硫单元、混合气甲烷化单元和甲烷化气深冷分离单元,生成LNG产品。本发明中满足甲烷化反应对氢碳比的要求；混合气经过精脱硫后进行甲烷化反应,使其中的CO、CO-2和H-2反应生成CH-4,再通过深冷分离得到LNG产品。结构简单,成体低,以及效率高。(The invention belongs to the technical field of LNG (liquefied natural gas) preparation from gasification coke tail gas, and particularly relates to a method for preparing LNG through conversion and decarburization of the gasification coke tail gas. The invention meets the requirement of methanation reaction on hydrogen-carbon ratio; the mixed gas is subjected to fine desulfurization and then methanation reaction to ensure that CO and CO in the mixed gas are 2 And H 2 Reaction to form CH 4 And then the LNG product is obtained through cryogenic separation. Simple structure, low cost and high efficiency.)

具体实施方式

下面结合附图和具体实施例，对本发明作详细的说明：

实施例1

本实施例的一种气化焦尾气变换、脱碳制LNG的方法流程如下：

以38000Nm³/h气化焦尾气制LNG装置为例，压力6～7kPa、常温的气化焦尾气38000Nm³/h，组成如下表所示：

组分	CO	CO<sub>2</sub>	O<sub>2</sub>	CH<sub>4</sub>	H<sub>2</sub>	N<sub>2</sub>	C<sub>n</sub>H<sub>m</sub>	合计
									含量(％)	15.03	5.13	0.46	20.84	52.86	2.71	2.97	100.00

杂质含量如下表所示：

组分

H<sub>2</sub>S

有机硫

萘

焦油+尘

NH<sub>3</sub>

B.T.X(苯)

HCN

含量(mg/Nm<sup>3</sup>)

≤20

≤150

≤300

≤50

≤50

≤3000

≤100

首先经过气化焦尾气预处理单元，采用炭基吸附剂吸附气化焦尾气中的焦油和萘，预处理后气化焦尾气中：焦油+尘≤10mg/Nm³，萘≤20mg/Nm³。

然后采用两台往复式压缩机四级压缩，将预处理后的气化焦尾气压缩到2.4MPa。再采用炭基复合剂和硅酸盐复合剂等对其进行进一步的脱油脱萘，脱油脱萘后气化焦尾气中：焦油+尘≤1mg/Nm³，萘≤2mg/Nm³。

采用变温吸附(TSA)的对气化焦尾气中的苯和氨予以脱除，脱苯脱氨后气化焦尾气中的苯≤10PPm、氨≤10PPm；本变温吸附(TSA)采用三塔流程，一塔吸附、一塔加热再生、一塔冷吹降温，利用深冷分离出的氮氢尾气作为再生的气源，再生气通过蒸汽加热后对吸附塔进行吹扫加热使吸附剂得以再生，然后冷吹降温使吸附剂恢复吸附能力，三个塔轮流依次循环使用，整个过程连续进行。

脱苯脱氨后的气化焦尾气分出28000Nm³/h进行耐硫变换，气化焦尾气首先经热的变换气加热至220℃，与补入的4700kg/h水蒸汽混合后进入变换反应器上层，以除去气化焦尾气中的氧和烯烃等有害杂质，氧和烯烃与氢气发生反应放出大量热量，气化焦尾气升温至～310℃，进入喷水降温器喷水降温到210℃后进入变换反应器下层，在此气化焦尾气中的CO发生变换反应生成CO₂和H₂，将CO干基浓度降至～3.0％v、温度～320℃。在此温度下变换气进入精脱硫罐，由固体脱硫剂脱除变换气中的H₂S至≤1PPm，尔后加热原料气化焦尾气自身降温，再去湿法脱碳再生塔作一部分热源后进入水冷器冷却至≤40℃(水冷器是变换单元内的设备，是在精脱硫罐、原料气加热器、湿法脱碳再沸器后，湿法脱碳前。)，分离掉冷凝水后送去变换气湿法脱碳单元。

变换气组成如下：

组分	CO	CO<sub>2</sub>	O<sub>2</sub>	CH<sub>4</sub>	H<sub>2</sub>	N<sub>2</sub>	C<sub>n</sub>H<sub>m</sub>	合计
									含量(％)	3.00	15.26	-	18.90	57.68	2.46	2.70	100.00

变换气气量为：30940Nm³/h。

上述脱硫、降温后的变换气进入吸收塔用脱碳溶液洗涤，变换气经过半贫液洗涤、贫液洗涤后气体中的CO₂含量降到0.5％v以下，经过冷却、分离除去气体中微量的脱碳溶液后与另一股10000Nm³/h脱苯脱氨后的气化焦尾气混合形成混合气。调节这两路气化焦尾气的相对气量，即可调节混合气的氢碳比。

从吸收塔底出来的富液，进入再生塔顶部减压到0.1MPa被来自塔下部的蒸汽汽提。从再生塔顶部汽提出来的气体冷却到40℃以下，分离出的冷凝液返回再生塔顶部作为回流液，冷却后的CO₂达标排放或去界外利用。

从再生塔上段底部出来的脱碳溶液为半贫液，分成两股。大部分的半贫液加压后循环到吸收塔中部；剩余的半贫液经预热后送到再生塔下段继续再生，再生塔下段底出来的脱碳溶液为贫液，经冷却后送到吸收塔的上部循环吸收。再生塔再沸器的热量一部分由前述变换气提供，不足部分由蒸汽补充。

脱碳气组成如下：

组分	CO	CO<sub>2</sub>	O<sub>2</sub>	CH<sub>4</sub>	H<sub>2</sub>	N<sub>2</sub>	C<sub>n</sub>H<sub>m</sub>	合计
									含量(％)	3.53	0.50	-	22.20	67.75	2.89	3.13	100.00

脱碳气气量为：26350Nm³/h。

混合气组成如下：

组分	CO	CO<sub>2</sub>	O<sub>2</sub>	CH<sub>4</sub>	H<sub>2</sub>	N<sub>2</sub>	C<sub>n</sub>H<sub>m</sub>	合计
									含量(％)	6.89	1.85	0.13	21.81	63.39	2.84	3.09	100.00

混合气气量为：36350Nm³/h。

脱苯脱氨后的气化焦尾气与脱碳气形成的混合气，进入混合气精脱硫单元进行精脱硫。混合气与精脱硫后的气体换热升温后进入两台可并联或单独使用的预加氢罐，主要将混合气中的不饱和烃加氢饱和，并反应掉混合气中的氧，同时有少量有机脱硫加氢转化成为无机硫(H₂S)。

预加氢后的混合气进入一级加氢罐，对混合气中的有机脱硫进一步加氢转化，然后进入由两台可串可并或单独使用的一级精脱硫罐脱除加氢转化生成的H₂S。为了进一步降低混合气中的有机硫和无机硫，混合气再进入二级加氢罐及两台二级精脱硫罐。当前面的加氢脱硫能满足工艺对总硫的要求时，净化混合气走旁路(不经过第二级加氢脱硫)。前述的净化气经降温后进入超精净化器，以使出口净化气中的总硫含量保证达到＜0.05ppm。

前述的超精净化气按比例分成两路，分别去甲烷化一段反应器和甲烷化二段反应器。

混合气体精脱硫单元主要包括预转化罐、一级转化罐、一级精脱硫罐、二级转化罐、二级精脱硫罐，这些设备串联而成。设置变换单元和脱碳单元，使气化焦尾气得以利用来生产LNG。

去甲烷化一段反应器的净化气，与循环压缩机增压来的循环气混合，加热升温至≥250℃，进入甲烷化一段反应器进行甲烷化反应。从甲烷化一段反应器出来的高温反应气～505℃，副产2.5MPa蒸汽后温度降至360～400℃，再换热降温后与去甲烷化二段反应器的净化气混合，混合气温度在250～300℃，进入甲烷化二段反应器继续进行甲烷化反应。

甲烷化二段反应器出口的高温反应气～505℃，副产2.5MPa蒸汽后温度降至～360℃，预热进甲烷化三段反应器的工艺气、一段原料气、回收热量后分成两路。一路冷却至≤40℃、分离冷凝水、加热后进入甲烷化三段反应器，从甲烷化三段反应器出来的反应气CO₂的浓度≤30ppm，冷却至≤40℃、分离冷凝水后去深冷分离单元制取LNG产品。

另一路冷却至≤60℃、分离冷凝水后，经循环气压缩机增压后返回甲烷化单元进口稀释原料气。

甲烷化气组成如下：

组分	CO	CO<sub>2</sub>	O<sub>2</sub>	CH<sub>4</sub>	H<sub>2</sub>	N<sub>2</sub>	C<sub>n</sub>H<sub>m</sub>	合计
									含量(％)	-	-	-	53.47	42.17	4.11	0.25	100.00

甲烷化气气量为：25050Nm³/h。

上述甲烷化气进入深冷分离单元，通过深冷分离制得LNG产品和深冷尾气。在进行深冷分离前，先进行精密过滤和干燥脱水，以分离掉其中1μm以上的杂质和使水分含量≤1ppm。

上述甲烷化气进入液化冷箱，经混合冷剂冷却到一定温度从换热器中抽出到精馏塔底再沸器做热源，然后返回液化换热器经混合冷剂冷却、冷凝，再经节流后进入闪蒸罐，闪蒸罐出来富氢尾气节流后返回液化换热器复热后出冷箱，闪蒸罐出来的液体进入精馏塔，经精馏在塔顶得到富氮尾气节流复热后出冷箱，塔底得到LNG并进入液化换热器过冷，LNG经节流阀节流降到常压送出冷箱进入LNG贮槽。

出冷箱的富氢尾气和富氮尾气(即深冷尾气)，部分作为本单元干燥脱水的再生气，之后与剩余的深冷尾气一起作脱苯脱氨再生的气源。

LNG组成如下：

组分	CO	CO<sub>2</sub>	O<sub>2</sub>	CH<sub>4</sub>	H<sub>2</sub>	N<sub>2</sub>	C<sub>n</sub>H<sub>m</sub>	合计
									含量(％)	-	-	-	98.54	-	0.99	0.47	100.00

LNG产量为：13200Nm³/h。

深冷尾气组成如下：

组分	CO	CO<sub>2</sub>	O<sub>2</sub>	CH<sub>4</sub>	H<sub>2</sub>	N<sub>2</sub>	C<sub>n</sub>H<sub>m</sub>	合计
									含量(％)	-	-	-	3.27	89.14	7.59	-	100.00

深冷尾气气量为：11850Nm³/h。

以上所述仅为本发明的较佳实施例而已，并不用以限制本发明，凡在本发明的精神和原则之内所作的任何修改、等同替换和改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。