近年來，液化天然氣（LNG）產業蓬勃發展。 我國液化天然氣產業從起步到發展，在液化、儲存、 運輸等方面都取得了顯著的進步。國新能源集團在 山西陽泉建設了一座具有調峰儲氣功能的液化天然 氣工廠，原料氣為煤層氣，該液化工廠在冬季用氣 高峰時或上游管道發生事故時，可為陽泉地區提供 調峰氣源。日處理煤層氣 5×105 Nm3 /d，根據進入工 廠前氣體檢測裝置檢測，原料氣中含有 92.37%的甲 烷，還含有酸性氣體、水、苯、重烴和機械雜質， 所以在進行液化前必須進行原料氣預處理，防止在 液化過程中結晶堵塞管道或腐蝕管道設備。液化采 用 MRC 混合冷劑制冷的液化工藝技術，本文對預 處理階段的脫酸流程、脫氮流程和液化流程進行重點闡述分析。

煤層氣預處理主要工藝流程及運 情況技術分析
1.1 脫除酸性氣體流程及運行情況技術分析
從再生塔來的活化 MDEA 溶液（貧液）經貧液 泵升壓（～6.3 MPa、51 ℃）分成兩路，一路直接 進入吸收塔頂部作為脫酸吸收劑，另一路經調節閥 控制流量后進入溶液過濾器，在溶液過濾器中過濾 炭的作用下在線脫除溶液中的雜質后進入貧液泵入 口。 加壓后的原料煤層氣中 CO2 含量≤3.5%，溫度 為 40 ℃，當進入吸收器時，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 吸收塔內填料表面逆向流動，進行充分傳質傳熱； 氣體中的 CO2、H2S 等酸性氣體被溶液大量吸收進 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入 吸收塔頂過濾器，在吸收塔頂過濾器中分離掉機械 雜質及游離液體并調整壓力后去脫水塔。從分離器 底部出來的液體和塔頂過濾器底部出來的液體混合 后進入閃蒸罐循環使用。

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，經調節閥 降壓至 0.5 MPa 后進入閃蒸罐，在閃蒸罐中因降壓 閃蒸出的氣體從頂部流出，經調節閥控制壓力后去 放散系統。為保證閃蒸罐壓力穩定及避免溶液氧化， 引氮氣進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，并經調節閥控制液位后進入再生塔頂部。再 生塔采用微正壓汽提的方式完成對活化 MDEA 溶 液的再生，富液自上而下通過再生塔，在再生塔內 填料表面與自下而上的氣提蒸汽逆向流動，進行充 分的傳質傳熱。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口循環使用。 從再生塔頂部流出的氣體經再生塔冷卻器降溫后 （0.03 MPa、40 ℃）進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 并調整好壓力后高點放空。

吸收塔實際運行參數與設計參數出現的差異主 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計壓力為 5.5 Mpa，但實際運 行壓力直接由原料氣壓縮機排氣壓力決定，因本裝 置中原料氣壓縮機電機電流在壓縮機排氣壓力為 4.75 Mpa 左右時就達到額定電流，為確保壓縮機及 電機正常平穩運行，將壓縮機的排氣壓力控制在 4.75 Mpa，從而導致吸收塔工作壓力低于設定壓力。 二是貧液進吸收塔的設計溫度為 50 ℃，可通過貧 液冷卻器來調節（水冷）。在調試過程中發現適當將 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，胺液調試中的最佳溫度為 42 ℃左右，所以將運行溫度設定為 42±1.0 ℃。進 入吸收塔的煤層氣來自原料氣壓縮機冷卻并分離后 溫度較低，因原料氣升壓冷卻后會初步分離出含烴 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生熱交換的物理反應然后進行 吸附化學反應，這使得吸收效率降低，所以適當降 低貧液溫度會提高吸附效率。

脫酸單元在調試過程中發現了幾個問題：一是 在吸收塔處理量及胺液流量及溫度正常（運行參數 不變）的情況下發生 CO2在線分析儀顯示數值增大 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、胺液循環流量及 溫度及再生塔的再生情況，確定 CO2分析儀出現測 量漂移的可能性較大，對 CO2在線分析儀進行校準 后測量數值回復至原來穩定狀態。二是再生塔頂分 離器分離出溶液過多，按照設計單臺回收泵運行， 分離出的溶液量大于回收泵的最大回收量，導致分 離器液位逐漸升高。分析原因為再生塔內水溶液蒸 發過多，為保證胺液再生完全再生塔塔底設計溫度 為 115 ℃、塔頂出氣溫度 105 ℃，實際運行中塔底 溫度在 115 ℃時塔頂溫度達到 110 ℃，使得給富胺 液加熱的溶液蒸汽量過多，經過冷卻器冷凝回收的 溶液過多，從而超過了回收泵的負荷量。通過降低 加熱溫度使塔頂溫度控制在 106±1 ℃時（塔底加熱 溫度 109 ℃），再生塔內的蒸汽量減少同時也保證 了胺液的正常再生，使溶液回收系統正常工作。 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。 調試階段就出現在胺液循環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指標上升（在吸收塔工作壓力為 2.5 Mpa 時 最大處理氣量為 11 000 Nm³/h，此時煤層氣脫酸后 的 CO2含量達到設計指標 20 ppm）。因胺液進吸收 塔的設計流量為 40 m³/h 是在吸收塔設計進氣流量 20 833 Nm³/h 和設計壓力為 5.5 Mpa 時的循環量， 而實際吸收塔的工作壓力為 4.6 Mpa，所以在額定 負荷時需適當增加胺液的循環量。四是在提產階段， 提產即提高原料氣的瞬時處理量，使原料氣在進脫 酸塔的流量及流速有所增加，若提產過快會使煤層 氣的流量及流速變化過大，使凈化后的 CO2略微上 升，嚴重情況會使胺液在填料中流速降低甚至會引 起短暫發泡情況，

液化單元中在重烴分離器中分離液烴后的凈化 煤層氣，從重烴分離器的頂部流出，返回冷箱中繼 續深冷至-162 ℃，當凈化氣中氮氣含量不高時， LCBM(液化煤層氣）產品可直接經節流閥降壓至 0.012 MPa 并經質量流量計計量后進入儲罐儲存； 如果凈化煤層氣中的氮氣含量偏高時，LCBM 需進 入脫氮塔進行脫氮。 LCBM 經節流閥降壓后進入脫氮塔下塔中部， 由重烴分離器出來的預冷凈化氣取出一股氣作為脫 氮塔的汽提氣體，經節流閥降溫后（-107 ℃）由脫 氮塔下塔的進入與冷箱來的 LCBM 逆向接觸進行 氣提，汽提后的不凝氣（BOG 氣體）繼續和脫氮塔 頂部的 BOG 節流降溫后形成的 LCBM 換熱后，從 冷箱底部進入。BOG 汽提復溫后進入 BOG 壓縮機 升壓，之后重新進入冷箱過冷液化，經過節流降溫 后（降至-170 ℃以下）進入脫氮塔上塔（冷凝塔） 進行分離
昌吉地質儀器調試過程中也出現了一些問題：一是煤層氣所 需冷量與制冷劑提供冷量的平衡調節。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 冷劑總體的循環量，從而減少了制冷消耗。煤層氣 進冷箱的組分及壓力的變化會引起冷箱各點溫度的 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降低，從而使煤 層氣的液化點降低，此時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，要適當調節制冷劑配比和流量，增加制冷劑中 氮氣和甲烷的比例

結束語 本文依據國新能源煤層氣混合制冷工藝液化項 目對預處理中的脫酸流程和脫氮流程及液化工藝流 程進行了技術分析，并對原設計參數與試運行階段 實際運行參數進行比對，就發現的問題和解決辦法 進行了重點闡述，實際運行效果良好，符合相關設 計要求，同時，對液化項目后期運行奠定理論基礎。