我们将对煤制天然气工厂深冷分离装置系统的如下关键技术指标进行探讨与分析。制冷方式：就深冷分离装置，我们将研究和评估不同的制冷方式，以确定哪种方式最适合这一特定工厂的需求和条件。分子筛再生介质：我们将探讨各种分子筛再生介质的特性和性能，以找到最有效的再生介质，以提高分子筛的效率和寿命。冷箱工艺配置：对于冷箱的工艺配置，我们将分析各种配置方案，以确保设备能够在保证安全的同时实现高效运行。甲烷增压方案：我们将研究不同的甲烷增压方案，以确定最佳方案，以满足工厂对甲烷的需求，并确保生产过程的稳定性和效率。CH4回收率：我们将讨论提高CH4回收率的各种方法，并评估它们的可行性和效率，以减少资源浪费并提高产品回收率。脱氮塔的设置：我们将研究脱氮塔在工厂中的最佳设置位置，以确保有效去除氮气，提高生产过程中的气体纯度。分子筛程控阀选择：对于分子筛程控阀的选择，我们将评估不同类型的阀门，并选择最适合工厂需求的阀门，以确保分子筛操作的稳定性和控制性。通过对这些关键技术指标进行深入的探讨和分析，我们将得出针对煤制天然气工厂深冷分离装置系统的最佳实践和解决方案，以提高生产效率和产品质量。

一、概况

该公司计划利用褐煤制气，将其转化为天然气和其他有价值的化学品。他们打算先利用净化装置生产净化气，然后通过深冷分离装置分离出甲烷(CH4)和其他气体，其中甲烷将送入天然气管网，而其他气体如CO和H2则用于合成乙二醇和甲醇等化学品。为了解决甲醇合成中H2过剩的问题，他们计划将低温甲醇洗产生的CO2压缩后送入甲醇合成装置。深冷分离装置的关键技术指标包括制冷方式、分子筛再生介质、冷箱工艺配置、甲烷增压方案、CH4回收率、脱氮塔的设置以及分子筛程控阀的选择等。

二、深冷分离系统

该公司将对净化气进行低温甲醇洗处理，通过深冷分离装置提纯CH4和原料CO供乙二醇合成。同时，他们将获得符合甲醇装置要求的富氢气和闪蒸气。净化气的成分如下。

表1 低温分离系统入口净化气组分表

深冷分离装置的工艺流程包括分子筛单元、冷箱（内含3塔精馏流程的CP-3装置）、安全单元和压缩机单元。简而言之，先采用分子筛进行预净化，然后将净化气送入冷箱内冷却，并通过低温精馏分离出产品和副产品。

图1 工艺方块图

图2 工艺简图

2．1 深冷分离系统

2.1.1 制冷方式

本项目面临的挑战在于净化气的大规模处理，总量达到 412286 Nm3/h，单系列气量也高达 206143 Nm3/h。针对带有 CO 分离的深冷分离装置，可采用氮气、混合冷剂和一氧化碳作为主要制冷介质。根据不同的原料气规格和产品方案，可以采用多种制冷方案：(1) 氮气压缩制冷；(2) 氮气压缩 + 混合冷剂压缩制冷；(3) 氮气压缩 + 一氧化碳压缩制冷；(4) 一氧化碳压缩制冷；(5) 一氧化碳压缩 + 混合冷剂压缩制冷。

表 2 合成气组成沸点

根据表格中合成气各组分的沸点，可以确定一氧化碳制冷的原理和流程与氮气制冷基本相同，两者的能耗也相近。然而，由于一氧化碳制冷的投资较高，多出约 2000 万元。鉴于下游乙二醇装置所需一氧化碳压力为 0.6 MPa(G)，因此在这种情况下，选择氮气压缩机更为合适。对比国内外的氮气压缩机和 CO 压缩机的价格见表格 3。

表3 压缩机价格对比

根据项目的特点，适合的制冷剂组合是氮气压缩制冷和氮气压缩 + 混合冷剂压缩制冷。在这种情况下，我们将方案 1 确定为氮气压缩制冷，方案 2 确定为混合冷剂制冷 + 氮气压缩制冷。两种制冷方式的比较详见表格 4。

表 4 制冷方式对比表

备注：1. 以方案 1 为参照，方案 2 的增减值。2. 操作费用基于高压蒸汽作为压缩机的驱动方式。

根据表 4 的数据，方案 2：混合冷剂制冷和氮气压缩制冷，具有以下特点：①需要额外的场地，包括两台混合冷剂压缩机和冷剂储罐（三元冷剂包括甲烷（80%）、乙烯、氮气，用于CO产品气出冷箱压力2.45 MPa（G）；或四元冷剂包括甲烷（80%）、乙烯、异戊烷、氮气，用于CO产品气出冷箱压力8.2 MPa（G）），占地约600平方米；②增加人员配置；③需要专业人员配置混合冷剂；④冷箱及压缩机投资比单纯采用氮气压缩制冷增加约6000万人民币，能耗比方案 1 低约3000千瓦时，相应操作费用减少约1320万元/年，方案 2 的投资回收期约为9.38年。因此，方案 1：氮气压缩制冷，具有流程简单、占地少、投资低、定员少、操作维护便利等优点。因此，选择采用氮气压缩制冷。

2.1.2分子筛再生介质

表 5 吸附器对比表

备注:以上以单系列为计算基准。1.采用进口轨道球阀作为程控阀门。2.采用进口三偏心蝶阀作为程控阀门。

表 6 程控阀门报价表

备注: 1． 进口轨道球阀厂家开维喜; 2． 进口三偏心蝶阀厂家开空。

在1 + 1吸附器配置下，与常温吸附相比：低温吸附的吸附周期为48小时，是常温吸附的2倍。采用低温吸附需要使用不锈钢管道、阀门、吸附器和保冷材料，投资估算增加2158万元（双系列）。因此，建议采用常温吸附法。

在1 + 1吸附器与2 + 1吸附器配置相比：采用1 + 1吸附器配置时，低压氮气用量增加3000 Nm3/h。投资估算减少330万元（程控阀为进口轨道球阀，双系列）或504万元（程控阀为进口三偏心蝶阀，双系列）。

综合考虑，建议选择1 + 1吸附器配置方案。

再生气使用情况如下：在1 + 1吸附器配置下，再生气吸附周期包括泄压、加热、冷却、切换和共联等5个过程，连续循环，仅在泄压、切换和共联时不使用再生气，全程有90%的时间使用再生气。在2 + 1吸附器配置下，再生气吸附周期也包括泄压、加热、冷却、切换和共联等过程，全程有90%的时间使用再生气。 综上所述，1 + 1吸附器与2 + 1吸附器相比，再生气整体需要的时间相同。因此，建议采用常温吸附法以及1 + 1吸附器的工艺配置。

综合考虑各类似项目情况，分子筛的再生介质既可选择氮气，也可选择富氢气。具体选择哪种介质需结合项目配置情况进行综合考虑。

针对本项目，采用氮气或富氢气再生的分析如下：

方案一：氮气再生

若选择氮气再生，再生氮气量需控制在不超过30000 Nm3/h的范围内。原因如下：

1. 若再生氮气量超过低温甲醇洗所需气提氮气量，多余气体会进入尾气洗涤塔洗涤甲醇，从而使其甲醇含量小于50 mg/Nm3，以满足排放标准。

2. 空分装置已无法提供更多低压氮气，最大供应能力为30000 Nm3/h，否则需改造空分低压氮气系统。

3. 采用碳钢材质的程控切断阀、加热器和冷却器，加热器出口设有水含量分析仪器，以防止蒸汽进入冷箱系统造成设备结冰。

4. 当采用氮气再生方案时，阀门内外压差约为3.0 MPa(G)。

不同专利商对低压氮气使用量的比较见表7。

表 7 氮气用量比较表

杭氧采用了UOP生产的新型吸附剂，能够控制再生低压氮气量在20000 Nm3/h，尽管吸附剂单价费用增加了一倍，但总投资变化不大。可以要求供货商采用适合的分子筛。

方案二、富氢气再生

若采用富氢气再生，工艺配置具有以下特点:

采用富氢气再生时，吸附在分子筛上的甲醇、烯烃、硫等杂质气体将随着再生气进入甲醇装置系统，可能会影响甲醇合成催化剂的性能和寿命，尤其是烯烃，高于C2成分可能导致甲醇催化剂结碳。

富氢气通过分子筛会产生约0.5～1 bar的阻力降，导致甲醇装置压缩机能耗增加约2%（640 kW）。

本项目富氢气中含氢量约为84%，采用富氢气再生时，设备和管道需考虑采用不锈钢材质，并按照HG/T20581-2011中的标准对材料进行特殊处理，以防止氢腐蚀。

采用富氢气再生时，阀门压差约为0.1 MPa。

方案三、污氮气再生

根据与各技术专利商的交流情况，分子筛可采用污氮气进行再生。但采用污氮气再生也存在再生气甲醇超标，不能达标排放的问题，同时此方案还涉及空分系统改造。因此，以低温甲醇洗气提氮气消耗量30000 Nm3/h(两系列总量)作为再生气量，采用低压氮气作为分子筛再生气。

2.1.3冷箱工艺设置

深冷分离工艺可分为四种工艺: 部分冷凝工艺、甲烷洗工艺、一氧化碳洗工艺和冷凝精馏法工艺。

部分冷凝工艺通常用于下游的部分氧化或催化转化装置，以生产高纯度的CO和中等纯度的H2产品。其主要特点在于，CO/CH4分离塔的底部再沸器用于冷凝气化塔底部的液体，冷凝后的CO和CH4从分离罐的底部分离出来，然后被送入CO/CH4分离塔，成为塔顶的回流液，参与塔内的精馏过程。这种方法中，富氢气中甲烷含量达到了2.7%，而经过PSA-H2后的解析气中甲烷含量则达到了4.35%。这会导致去甲醇装置羰基合成气中甲烷含量超过2%，无法满足甲醇合成装置的要求。

甲烷洗工艺主要用于生产高纯度的CO产品，并同时产生高纯度的H2产品。其特点在于，洗涤塔的顶部回流液是液态CH4，经过液态CH4的洗涤后，合成气中不含CO，而洗涤塔顶部送出的合成气则是较高纯度的氢气，仅含有2%～3%的CH4。富氢气经过主换热器复热后作为H2产品送出冷箱。对于本项目而言，富氢气的一部分用于PSA，另一部分用于甲醇合成。虽然可以使用甲烷洗涤处理去PSA的部分，但对于用于甲醇合成的部分则不适用，因为洗涤后富氢气中CH4含量会增加到约2%左右。这样的流程将变得非常复杂，不利于未来的运行管理。

一氧化碳洗是指通过一个一氧化碳洗涤塔将原料气中的CH4洗下来。这种情况需要使用一氧化碳液体泵，或者通过在冷箱外增压一氧化碳然后通过换热器进行冷却液化。不论采用哪种情况，都需要动力设备，如泵或压缩机，来操作一氧化碳。采用一氧化碳液体泵通常需要配合氮气循环制冷。与采用塔顶冷凝器相比（使用氮气循环制冷），使用一氧化碳液体泵既增加了动力设备，又有类似的能源消耗。如果采用一氧化碳压缩机，不仅可以提供洗涤一氧化碳，还可以提供循环的一氧化碳冷剂。实际上，这个流程与氮气循环制冷的流程类似，并且能源消耗也相当。但是，由于CO动力设备相对昂贵，投资成本肯定会大大提高。针对本项目，由于甲烷精馏塔的进料甲烷含量较高，使用CO洗涤来分离CO/甲烷可能不太合适。

冷凝精馏法工艺。为确保富氢气中甲烷含量不超过0.15%，本项目需要引入一座冷凝塔。该冷凝塔的作用是降低富氢气中的甲烷含量。此外，通过控制冷凝塔的操作温度，可以调节冷凝塔底部混合液中CO的含量，从而最终控制CO产品的产量。在满足原料气规格、甲烷回收率、CO产量等各项工艺指标的前提下，综合考虑投资、能耗等因素，最终决定采用冷凝精馏法工艺。

2.1.4甲烷增压方案

本项目的深冷分离装置设计为两个系列，其中单系列CO的生产能力为20000 Nm3/h，而单系列甲烷的生产能力为40192 Nm3/h。甲烷将被输送至天然气管网，而对甲烷进行增压的方式有三种方案，如下：

方案 1： 在低压液态甲烷通过复热气化后，进入新增的天然气压缩机，将其增压至2.45 MPa(G)，随后再利用原甲烷化装置的天然气压缩机，将其再加压至8.2 MPa(G)。

方案 2：冷箱内设置LNG泵，直接将甲烷增压至8.2 MPa(G)，然后进行复热气化送出。

方案 3：冷箱内也设置LNG泵，将甲烷直接增压至2.45 MPa(G)，然后进行复热气化送出，随后再利用原甲烷化装置的天然气压缩机，将其再次加压至8.2 MPa(G)。

方案 4：冷箱内也设置LNG泵，将甲烷直接增压至6.3 MPa(G)，然后进行复热气化送出。

这些方案将被综合考虑，以找到最适合项目需求的增压方式。

表 8 甲烷增压方案对比表

备注: 在以上比较中，我们基于相同的制冷基准，即采用氮气压缩作为制冷方式。压缩机的驱动方式考虑使用高压蒸汽。

本项目中，天然气下游用户的需求压力为6.3 MPa(G)。在这种工况下，我们可以考虑利用原有的天然气压缩机。一种调整方式是通过降低压缩机的转速来调整压缩机的出口压力，但这可能导致压缩机的效率不在最佳点，从而增加能耗。另一种方式是通过降低压缩机的入口压力来满足出口压力的要求，但这样可能无法达到设计要求的气体压缩量。综合考虑，以上两种调整方式很难同时满足压缩机的效率和气体压缩量的需求。因此，在需求压力为6.3 MPa(G)的工况下，我们不考虑利用原有的天然气压缩机。

根据表 8的分析结果：

在增项投资方面，方案3的增项投资最低，其次是方案4，然后是方案2，最高的是方案1。

方案2相较于其他方案，年操作费用增加最少，其次是方案3，然后是方案4和方案1。

在能耗方面，方案2的能耗最低，其次是方案4，然后是方案3，最高的是方案1。

对于方案2，需要注意其LNG泵出口压力达到8.2 MPa(G)，这导致了主换热器内部设计压力的提高，需要进一步验证其可靠性和使用性能。

综合考虑投资、能耗以及设备可靠性，我们得出以下结论：

如果甲烷最终送至天然气管网（8.2 MPa(G)），建议采用方案3，即在冷箱内设置LNG泵，将甲烷直接增压至2.45 MPa(G)，然后利用原有的天然气压缩机将其加压至8.2 MPa(G)。

如果甲烷最终送至下游用户（6.3 MPa(G)），则建议采用方案4，即在冷箱内设置LNG泵，将甲烷直接增压至6.3 MPa(G)，然后进行复热气化后送至用户。

在方案3和方案4的比较中，方案4的设备投资增加了1260万元，但蒸汽消耗减少了14 t/h（相当于年操作费用减少1680万元）、循环水消耗减少了1341 t/h（相当于年操作费用减少53.6万元），因此方案4的投资回收期不到1年。因此，综合考虑，建议采用方案4：在冷箱内设置LNG泵，将甲烷直接增压至6.3 MPa(G)后复热气化送至用户。

2.1.5甲烷回收率

综合考虑深冷分离装置中甲烷的两种去处：作为产品天然气送至天然气管网；作为惰气进入甲醇合成装置，最终在甲醇装置中作为惰气排放。

根据上下游装置的结合情况，我们可以比较甲烷的回收率，具体如表 9 所示。

表 9 甲烷回收率方案比较表

备注： 方案 1 中的尾气压缩和 CO2 压缩采用了经过优化的组合压缩机组；在压缩机的驱动方面，考虑采用高压蒸汽作为能源来源。

综合表 9 的比较结果：方案 2 相较方案 1，操作费用增加 599 万元/年，但产品销售收入增加 965 万元/年，同时装置投资减少 2080 万元。采用方案 2 的小甲烷化装置的管径较小，反应温升较大，导致生产操作难度增加。方案 2 需要额外配置生产操作人员，增加了人员投资。方案 2 增加了用地面积约 502 平方米。

综上所述，采用方案 2，即按照 99% 的甲烷回收率执行。

2.1.6开车冷源选择

根据对同类深冷分离装置的考察结果，我们发现在开车时采用向冷箱补充液氮可以显著缩短开车时间。例如，阳煤某深冷分离装置通常需要 3 天才能完全开车，并且一般控制降温速率在 5 到 10 ℃/h。通过比较发现，利用原料气开车降温需要消耗 4500 Nm3/h，成本较高。相比之下，改用液氮水浴汽化冷却后，第一次开车消耗液氮 360 吨，后续每次开车约消耗液氮 300 吨左右（价格为每吨 330 元）。采用液氮降温的每次开车可节省约 32 万元。考虑到本项目空分装置离深冷分离装置距离较远（约 700 米），为减小冷量损失，需要使用真空夹套管，投入成本较高，因此建议采用槽车装运。液氮补冷降温方式包括在每台塔上预留液氮注入口，利用水浴式汽化器蒸发液氮为冷箱内设备提供冷量。在开车的不同阶段，通过控制水浴式汽化器出口蒸发氮气的温度，使冷箱缓慢降温，可以有效防止冷箱降温过快以及冷量过剩的问题。当冷箱流量控制在 500 Nm3/h 时，通过冷箱后的氮气直接排入大气，开车时间约为 3 天，费用约为 3 万元。因此，建议采用设置补液氮管线及水浴式汽化器，并通过槽车运输液氮。

2.2 深冷分离关键设备选型

2.2.1 脱氮塔的设置

由于原料气中含有氮气（约占 0.2%），而要实现对氮气和 CO 的分离需要消耗大量能量。增设脱氮塔有助于提高产品 CO 气的纯度至 99%（确保达到 98.5% 以上），从而保证下游乙二醇装置的安全稳定性，提高乙二醇的优等品率。设置脱氮塔后，对能耗的增加并不明显，预计增加投资约为 500 万元人民币。因此，建议采用设置脱氮塔。

2.2.2 分子筛程控阀选型

对于分子筛程控阀门的选择，考虑到原料气中含有可燃气体如 H2 和 CO，并且操作工况需要反复间断切换，所以阀门的首要要求是在开关过程中无摩擦、零泄漏。在设计选型上，应提高装置的工艺阀门泄漏等级。轨道球阀和三偏心蝶阀都具备这些优点。

相较而言，轨道球阀相对于三偏心蝶阀有以下优点：具有更大的流通能力和更高的耐压能力；在密封性上更加可靠；在运行过程中无摩擦，而三偏心蝶阀受温差影响，容易卡住或出现泄漏。然而，轨道球阀的价格较三偏心蝶阀更高。

从类似项目中分子筛程控阀的选型情况来看，轨道式球阀和三偏心蝶阀均有广泛应用，但轨道式球阀的应用更为普遍。国内近期的多个项目在实施过程中将专利商使用的三偏心蝶阀改为了轨道式球阀。综合考虑，建议采用轨道式球阀。

三、结论

综合上述对深冷分离系统各项关键问题的讨论与分析，得出以下结论：

制冷方式： 选择氮气压缩制冷。

分子筛吸附器工艺配置： 采用常温吸附法及 1 + 1 吸附器工艺配置。再生介质为低温甲醇洗气提氮气消耗量，采用低压氮气作为分子筛再生气。

冷箱工艺设置： 在保证各项工艺指标的前提下，采用冷凝精馏法工艺配置，综合考虑投资、能耗等因素。

甲烷增压方式： 采用在冷箱内设置 LNG 泵，将甲烷直接增压至 6.3 MPa（G）后复热气化送至用户。

甲烷回收率： 采用按 99% 执行。

开车冷源选择： 选择设置补液氮管线及水浴式汽化器，液氮使用槽车装运。

脱氮塔： 为保证 CO 产品纯度，采用设置脱氮塔。

分子筛程控阀： 选择采用轨道式球阀。

综上所述，以上方案和措施将有助于提高深冷分离系统的效率和稳定性，达到预期的生产目标。

江苏航烨能源科技有限公司在低温设备和空气分离装置的冷箱设计和优化方面具备专业技能，并扮演着关键的角色。他们采用综合多学科工程方法，以确保气体膨胀低温制冷系统的顺利集成、达到最佳性能和安全性。