煤制氣中甲烷化余熱利用集成串級吸收式制冷新工藝

楊聲，梁嘉能，楊思宇，錢宇(華南理工大學化學與化工學院，廣東 廣州 510640)

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煤制氣中甲烷化余熱利用集成串級吸收式制冷新工藝

楊聲，梁嘉能，楊思宇，錢宇
(華南理工大學化學與化工學院，廣東 廣州 510640)

摘要：煤制氣甲烷化過程中會產(chǎn)生大量的低溫余熱，這部分熱量直接排放到大氣，造成較大的能效損失、經(jīng)濟價值損失。將溴化鋰吸收式制冷和氨吸收式制冷的串級制冷工藝集成到甲烷化過程中，利用低品位余熱制冷，可制得?40℃的冷量用于低溫甲醇洗，以替代部分常規(guī)的壓縮式制冷。這樣能大幅降低電耗，提高能效。以40億立方米/年的煤制天然氣為例，該串級吸收式制冷集成甲烷化過程中的低溫余熱用于低溫甲醇洗單元供冷，減少壓縮式制冷負荷16.2%，折合節(jié)省標煤1.8萬噸/年，動態(tài)投資回收期1.7年左右。

關鍵詞：天然氣；余熱；制冷；狀態(tài)方程；計算機模擬

2015-06-02收到初稿，2015-09-09收到修改稿。

聯(lián)系人：錢宇。第一作者：楊聲（1990—），男，博士研究生。

引 言

中國天然氣消費量近年來呈快速增長態(tài)勢，2013年國內(nèi)天然氣表觀消費量達到1650億立方米[1]。據(jù)IEA（international energy agency，2012）預測結(jié)果，中國在2020年的產(chǎn)量將突破1750億立方米。預計到2020年中國天然氣消費缺口將達到1075～1765億立方米[2]。結(jié)合我國富煤、少氣、缺油的基本國情，發(fā)展我國煤制天然氣（以下簡稱煤制氣）產(chǎn)業(yè)是解決我國天然氣供應不足的一個重要途徑。煤制氣近年發(fā)展迅速，主要集中在內(nèi)蒙古新疆等煤炭資源豐富的地區(qū)。以產(chǎn)能規(guī)模統(tǒng)計，截止2014年6月，全國煤制氣項目總計劃產(chǎn)能已經(jīng)達到2250億立方米/年[3-4]。

煤制氣流程簡圖如圖1所示，煤氣化后，生成粗合成氣，送入變換單元，調(diào)整碳氫比。粗合成氣經(jīng)過部分變換和工藝廢熱回收后進入低溫甲醇洗單元。低溫甲醇洗單元需要消耗大量?40℃規(guī)格的冷量，脫除合成氣中的H2S和CO2等酸性氣體，并產(chǎn)生甲烷化原料氣。在甲烷化單元內(nèi)，原料氣脫硫后依次進入后續(xù)甲烷化反應器進行甲烷化反應，反應后得到合格的天然氣產(chǎn)品，再經(jīng)壓縮干燥后送入天然氣管網(wǎng)[3]。

圖1 煤制氣流程簡圖Fig.1 Flow diagram of SNG

甲烷化反應是將合成氣中的CO和CO2在催化劑的作用下與H2生成甲烷的反應，該反應是一個強放熱反應，能產(chǎn)生大量的低溫余熱，這些余熱可以外供進行利用，提高整個煤制氣的能效[4]。其工藝流程如圖2所示，來自低溫甲醇洗的凈化氣進入硫保護反應器反應水解除去硫，進入一系列甲烷化反應器中進行甲烷合成反應，其主要反應為

圖2 甲烷化工藝流程圖Fig.2 Flow diagram of methanation

由于甲烷化催化劑溫度使用區(qū)間的限制，所以合成氣需要冷卻。在冷卻過程中副產(chǎn)大量的高壓蒸汽、中壓蒸汽、低壓蒸汽和余熱，其中余熱存在以下過程中：合成氣出R4甲烷化反應器進入D2分離器過程中，合成氣需要冷卻到70℃，會產(chǎn)生154～70℃的余熱；合成氣出R5甲烷化反應器進入D3分離器過程中，合成氣同樣需要冷卻到50℃，會產(chǎn)生139～70℃的余熱[5-6]。

低溫甲醇洗以冷甲醇為吸收溶劑，利用甲醇在低溫下對酸性氣體（CO2、H2S、COS等）溶解度極大的優(yōu)良特性，脫除原料氣中的酸性氣體，是一種物理吸收法。該工藝可以主要分為酸性氣體吸收和溶劑再生。原料氣進入吸收塔脫硫脫碳，得到凈化氣，富甲醇依次進入解吸塔、汽提塔和熱再生塔，將酸性氣體從富甲醇中解吸，得到貧甲醇、CO2產(chǎn)品氣、尾氣和富含硫的去克勞斯氣體[7]。小部分貧甲醇進入甲醇水分離塔將水從系統(tǒng)中脫除，大部分貧甲醇經(jīng)過系統(tǒng)回收冷量和液氮冷卻進入吸收塔，完成甲醇循環(huán)[8-9]。

低溫甲醇洗單元需要大量的?40℃的冷量，用來冷卻循環(huán)甲醇等，現(xiàn)有的煤制氣工藝中采用制冷劑為氨的離心壓縮式制冷對低溫甲醇洗提供冷量，離心式壓縮機制冷量大、操作方便，但投資大、運行費用高。如果流程中有大量的低溫余熱時，可以利用吸收式制冷代替部分離心壓縮式制冷[10]。由于在全廠布局過程中甲烷化單元和低溫甲醇洗單元緊靠在一起，方便選用甲烷化單元作為熱源，低溫甲醇洗單元作為熱阱。

現(xiàn)有的吸收式制冷主要是氨吸收式制冷和溴化鋰吸收式制冷，若想制得?40℃規(guī)格的冷源用于低溫甲醇洗，就需要將兩級制冷串級集成。因此，本文提出一種溴化鋰吸收式制冷和氨吸收式制冷的新型串級制冷工藝，對甲烷化過程中產(chǎn)生的低品位余熱進行回收利用，制得?40℃的冷量，代替部分原煤制天然氣工廠中的壓縮式制冷用于低溫甲醇洗單元中，達到降低電耗、提高能效的目的。

1 串級吸收式制冷用于甲烷化余熱利用的能量集成系統(tǒng)

吸收式制冷是余熱利用的一種重要方式，其中氨和溴化鋰吸收式制冷是比較成熟的技術(shù)[11-12]。為了利用甲烷化中的低溫余熱，本文提出一種溴化鋰吸收式制冷和氨吸收式制新型串級制冷工藝，如圖3所示。來自甲烷化的余熱，根據(jù)能量梯級利用原理依次通過氨吸收式制冷和溴化鋰吸收式制冷。溴化鋰吸收式制冷制得的冷凍水用于強化氨吸收式制冷過程，氨吸收式制冷制得?40℃的冷量用于低溫甲醇洗代替常規(guī)工藝過程中的壓縮式制冷。

串級吸收式制冷新工藝制冷如圖4所示，由兩個部分組成：氨水溶液循環(huán)制冷和溴化鋰溶液循環(huán)制冷[13]。

圖3 溴化鋰吸收式制冷和氨吸收式制冷串級制冷的原理圖Fig.3 Schematic diagram of cascade refrigeration by LiBr and NH3absorption refrigeration

氨水溶液循環(huán)制冷：濃氨水溶液于氨水溶液精餾塔中下部進入，塔底得到稀氨水，塔頂?shù)玫桨睔?；塔底再沸器熱源為甲烷化工藝中的低溫余熱，塔頂氨氣冷凝器用溴化鋰吸收式制冷制取的冷凍水吸走熱量。塔頂氨氣在氨氣冷凝器被冷凝后變成液氨，液氨冷劑?jīng)過冷器再次降溫后，經(jīng)氨水節(jié)流閥減壓進入低溫甲醇洗工藝中的氨冷器中蒸發(fā)制冷，為低溫甲醇洗工序提供冷量，氨冷劑蒸汽進入過冷器中，進一步冷卻冷凝后的液氨冷劑，然后進入冷劑氨氣吸收器中。塔底稀氨水溶液通過氨水溶液換熱器降溫，再經(jīng)氨水溶液減壓閥減壓后，進入冷劑氨氣吸收器吸收冷劑蒸汽得到濃氨水，冷劑氨氣吸收器采用來自塔頂氨氣冷凝器的冷凍水冷卻，冷劑氨氣吸收器中的濃氨水經(jīng)氨水溶液循環(huán)泵加壓，在氨水溶液換熱器中升溫后，進入氨水溶液精餾塔中下部進行循環(huán)。

溴化鋰溶液循環(huán)制冷：溴化鋰稀溶液進入溴化鋰溶液發(fā)生器，溴化鋰溶液發(fā)生器熱源由來自氨水溶液精餾塔底再沸器的低溫余熱序貫驅(qū)動和來自甲烷化過程中余熱補充驅(qū)動。產(chǎn)生的水蒸氣由來自低溫甲醇洗工序的循環(huán)冷卻水冷凝，后經(jīng)節(jié)流閥減壓，形成低溫冷劑水后送至蒸發(fā)器蒸發(fā)，制取冷凍水；該冷凍水首先送至氨吸收式制冷工序中的氨氣冷凝器和冷劑氨氣吸收器作為冷源，蒸發(fā)后的冷劑水蒸氣進入冷劑水蒸氣吸收器進行吸收，吸收操作溫度由循環(huán)冷卻水控制。溴化鋰溶液發(fā)生器塔底濃溶液經(jīng)溴化鋰溶液減壓閥、再經(jīng)溴化鋰溶液換熱器，進入冷劑水蒸氣吸收器吸收來自蒸發(fā)器的冷劑水蒸氣，生成溴化鋰稀溶液，溴化鋰稀溶液經(jīng)溴化鋰溶液換熱器升溫后，泵送回溴化鋰溶液發(fā)生器完成循環(huán)。

2 制冷過程的建模、模擬和設計

煤制氣過程運用串級吸收式制冷新工藝，主要涉及到3個模塊：甲烷化，低溫甲醇洗和串級吸收式制冷。以40億立方米/年的煤制氣廠為例，對該新工藝進行分析模擬計算。其中制冷新工藝的模擬是計算的難點，根據(jù)能量梯級利用原則，余熱依次經(jīng)過氨吸收式制冷和溴化鋰吸收式制冷，同時通過模擬計算對余熱量在氨吸收式制冷和溴化鋰吸收式制冷中完成分配，在計算過程需要找到溫度的分界點，完成余熱制冷過程的設計。

2.1 甲烷化的模擬

甲烷化作為制冷工藝新流程的熱源，在模擬過程中，必須先對熱源進行模擬。甲烷化單元原料氣流量和組成如表1所示。

圖4 串級吸收式制冷的工藝圖Fig.4 Flow diagram of cascade refrigeration

假設甲烷化反應器均為固定床絕熱反應器；反應接近化學平衡程度用平衡溫距來表示，反應器串聯(lián)配置，模型中共設5個串聯(lián)甲烷化反應器，假設其平衡溫距依次遞減，分為別：50、40、30、20、10℃。甲烷化換熱器的壓降為50 kPa，換熱器的壓降為20 kPa。根據(jù)所研究的多組分體系[14]，本文選用RK-Soave物性方程作為模擬計算的基礎[15-16]，文獻表明該物性方法的模擬結(jié)合能應用于工程設計。建模過程中采用的Aspen Plus內(nèi)置模塊如表2所示。

表1 甲烷化原料氣組成Table 1 Feed gas composition of methanation

表2 甲烷化單元操作模塊Table 2 Block models of methanation

表3 甲烷化模擬結(jié)果Table 3 The simulation result of methanation

在Aspen Plus中建立模擬流程圖（圖5），進行模擬，得到各物料流股的溫度、壓力、流量、組成等關鍵參數(shù)。甲烷化過程關鍵流股模擬計算結(jié)果如表3所示，表中流股標號代表分別為：1—原料氣，2—第一主反應器進料，3—第一主反應器出料，4—第二主反應器進料，5—第二主反應器出料，6—第一補充反應器出料，7—第二補充反應器出料，8—第三補充反應器進料，9—第三補充反應器出料，10—天然氣。甲烷化過程的余熱主要集中在換熱器E13和E16中，其具體溫度和熱負荷如表4所示。

2.2 低溫甲醇洗的模擬

圖5 甲烷化單元模擬流程Fig.5 Simulation diagram of methanation

表4 余熱統(tǒng)計表Table 4 Waste heat information

串級吸收式制冷的冷量用于低溫甲醇洗，進入低溫甲醇洗的變換氣組成如表5所示。由于低溫甲醇洗工藝復雜的物性特點，簡單的立方型物性方法無法滿足低溫甲醇洗的模擬計算[17]，本文采用基于擾動型模型的PC-SAFT狀態(tài)方程[18-19]，采用Dechema數(shù)據(jù)庫中的氣液平衡數(shù)據(jù)和純組分參數(shù)，利用Aspen中的數(shù)據(jù)回歸功能，回歸得到相應的二元交互參數(shù)以及純組分的鏈節(jié)、鏈能等參數(shù)，對Aspen內(nèi)置的PC-SAFT狀態(tài)方程進行修正，得到改進型PC-SAFT狀態(tài)方程，用于低溫甲醇洗的模擬計算，修正后的物性方法模擬結(jié)合和實際工業(yè)數(shù)據(jù)吻合良好，流量相對誤差不超過1%，溫度誤差小于3℃[20]。建模過程中，其中主洗塔分為四段進行模擬，CO2解吸塔和H2S濃縮塔分別分為二段進行模擬。

表5 低溫甲醇洗進料組成Table 5 Feed gas composition of rectisol

經(jīng)過模擬計算，40億立方米/年的煤制氣廠中低溫甲醇洗單元需要?40℃規(guī)格的冷量用于循環(huán)甲醇的冷卻、含碳富甲醇的冷卻、含硫富甲醇的冷卻以及熱再生塔塔頂含硫氣體的冷卻，需要冷的總量為43.8 MW。

2.3 串級吸收式制冷工藝的模擬

本文提出的串級吸收式制冷新工藝，由于溴化鋰吸收式制冷對熱的溫度要求沒有氨吸收式制冷高，根據(jù)能量梯級利用原理，將余熱經(jīng)過氨吸收式制冷后，再用于溴化鋰吸收式制冷，進行余熱的串級利用。在模擬計算中，將串級新工藝分成氨吸收式制冷和溴化鋰吸收式制冷兩部分計算。溴化鋰吸收式制冷制得的冷量用于氨吸收式制冷中氨氣的冷凝和氨氣吸收器的冷卻，如式（3）～式（5）所示，式（5）中f1(Q1)和f2(Q1)分別表示氨吸收式制冷中冷凝器和吸收器所需要的冷量，是氨吸收式制冷的制冷量的函數(shù)，并且通過模擬得知是一個正相關函數(shù)。

余熱量如表3所示，最終將余熱利用到90℃，假設余熱的熱容不變，即在本流程中余熱總量為42.2 MW；在余熱的分配過程中，如式（6）、式（7）所示，進行計算。通過判斷溴化鋰吸收式制冷量和氨吸收式制冷冷卻需要冷量的大小，對分割溫度T進行調(diào)節(jié)，如果溴化鋰吸收制冷量較大，將溫度T調(diào)小，反之將溫度T調(diào)大。經(jīng)過對氨和溴化鋰吸收式多次計算迭代，計算得到T=121℃，Qr1=24.2 MW，Qr2=18.0 MW，這意味著121℃以上有24.2 MW的余熱用于氨吸收式制冷，90～121℃的余熱有18.0 MW用于溴化鋰吸收式制冷。

根據(jù)陳君燕等學者的研究[21]，溴化鋰吸收式制冷進行計算采用比焓的方式，完成制冷設計，并應用于工程實際。本文采用相同計算方法，假設熱源的最低溫度為90℃，冷卻水的進口溫度為25℃，出口溫度為35℃，冷凝器的傳熱溫差為3℃，發(fā)生器的傳熱溫差為10℃，放氣范圍為0.036。通過查找溴化鋰溶液的比焓圖[22]，計算溴化鋰吸收值制冷各個關鍵點的比焓值，其計算結(jié)果如表6所示。通過計算，溴化鋰吸收式制冷的制冷效率COP=0.74，熱力學完善度β=0.32，制冷量17.8 MW，這部分冷量用于氨吸收式制冷的冷凝器和吸收器中。

表6 溴化鋰吸收式制冷計算結(jié)果Table 6 Calculation result of LiBr absorption refrigeration

然后對氨吸收式制冷[23]進行模擬計算，假設熱源的最低溫度為121℃，發(fā)生器的傳熱溫差為10℃，冷凝器的傳熱溫差為13℃，放氣范圍為0.08。隨著進料氨濃度的增加，在塔頂采出一定的條件下，塔底氨的含量增加，塔底的溫度降低；隨著進料氨濃度的減少，在塔頂采出一定的條件下，塔底氨的含量減少，塔底的溫度升高。所以在本模擬中確定發(fā)生器進料氨的濃度至關重要，根據(jù)冷凝器的溫度，熱源的溫度，確定氨發(fā)生器的進料濃度為0.31，發(fā)生器的壓力為0.86 MPa。

根據(jù)氨溶液體系的特征，本模擬采用ELECNRTL的物性方法，采用DECHEMA數(shù)據(jù)庫中的氨的純組分參數(shù)及氨水溶液的二元平衡常數(shù)，進行數(shù)據(jù)回歸，對氨的氣化焓、氨和水的液體摩爾體積和NRTL的二元交互參數(shù)進行了修改。在Aspen中建立模擬流程圖，如圖6所示。

圖6 氨吸收式制冷的模擬流程圖Fig.6 Simulation diagram of NH3absorption refrigeration

通過計算，氨吸收式制冷的制冷效率COP= 0.39，制冷量7.1 MW，該計算結(jié)果和文獻[24]在COP等性能系數(shù)上表現(xiàn)一致，如表7所示，說明該計算結(jié)果符合實際設計工況。這部分冷量用于低溫甲醇洗中，代替部分原有工藝中的壓縮式制冷。氨吸收式制冷和溴化鋰吸收式制冷串級制冷的工藝的余熱總輸入量為42.2 MW，輸出?40℃的冷量為7.1 MW，由此可知，制冷串級新工藝的總制冷效率COP=0.17。

表7 模擬結(jié)果比較Table 7 Comparison of simulation results and references

3 能量集成系統(tǒng)的能效分析

串級吸收式制冷新工藝和壓縮式制冷涉及到不同能量之間的轉(zhuǎn)換。采用熱力學第一定律來考察上述兩種工藝，其能量的輸入和輸出可以表示為式（9）、式（10）?？梢?，常規(guī)壓縮制冷能量輸入主要為電能，輸出的能量包括低溫冷能，冷卻水帶走的熱量，以及設備散失的熱量。而新工藝的能量輸入包括余熱和電能兩部分。因此，當輸出的冷能一定時，新工藝的優(yōu)越性，主要體現(xiàn)在減少電能的輸入上。但由于熱力學循環(huán)的限制，新工藝中冷卻水必須帶走更多的熱量，導致冷卻水消耗量上升。

根據(jù)模擬的結(jié)果，新工藝所產(chǎn)生的冷量能夠部分代替低溫甲醇洗工藝所需的總冷量，如圖7所示。40億立方米/年的煤制氣廠需要?40℃的冷量為43.8 MW，通過串級吸收式制冷對余熱利用可以制得7.1 MW的冷量，能替代壓縮式制冷16.2%的負荷。

圖7 低溫甲醇洗所需冷量Fig. 7 Refrigeration for Rectisol

電耗低是串級吸收式制冷新工藝的顯著優(yōu)勢。利用所述新工藝部分減少壓縮式制冷負荷后，制冷總電耗量如圖8所示。采用了新工藝后，制冷總電耗為36.9 MW，相比于常規(guī)制冷工藝，電耗下降16%，折合每年節(jié)省標煤1.8萬噸。

圖8 制冷總電耗量Fig.8 Electricity for rectisol

4 能量集成系統(tǒng)的經(jīng)濟分析

計算串級吸收式制冷新工藝的總投資需先計算設備投資。所增的裝置包括換熱器、精餾塔、吸收塔、閥門和溶液泵等設備。上文的能量集成和模擬計算已得出設備的規(guī)模和對應的工藝參數(shù)。當已知道基準生產(chǎn)規(guī)模QB和當前生產(chǎn)規(guī)模QE，可利用式（11）計算出當前所需設備的價格。設備投資可作為估算總投資的基礎。

新工藝總投資包括固定投資和流動資金。固定投資中的各部分和流動資金，都可基于設備投資和相關的系數(shù)進行取值估算。固定投資的考慮范圍只需包括設備購置、管線布置、儀表安裝、電網(wǎng)鋪設、公用工程、工程設計及施工、偶然事故。管道和設備的實際投資仍需要式（12）通過材料、溫度、壓力3個參數(shù)來修正。式（13）和式（14）可以計算出改造項目總投資CT。由此計算得，總投資為5.3 ×106CNY，其中設備投資約占34%。

操作費用主要包括原料費、電費、冷卻水費、維護費、人工費和折舊費六部分，如式（15）所示。當工程改造項目的年凈收益比較確定時，采用動態(tài)投資回收期作為經(jīng)濟性能評價指標能直觀地反映出經(jīng)濟效益。式（16）給出計算動態(tài)投資回收期的方法。

上文所述串級制冷和壓縮式制冷的年運行費之差，可作為新流程改造新項目的年凈收益如式（17）所示。當制冷量為7.1 MW時，計算得年凈收益約為3.4×107CNY，項目的動態(tài)投資回收期為1.7年，所述的余熱利用改造項目具有較好的盈利能力。

串級吸收式制冷新工藝有明顯的節(jié)能效果和一定的經(jīng)濟可行性，但其用于實際工程項目的效果仍受諸多因素的影響，如原料規(guī)格、工況波動、產(chǎn)品市場、管道腐蝕與結(jié)垢、裝置性能變化、生產(chǎn)調(diào)度等。這些影響新工藝應用效果的因素仍有待進一步工程研究的深入和細化，如動態(tài)模擬、過程控制、生產(chǎn)管理等。本文概念設計的數(shù)據(jù)和分析主要為后續(xù)的技術(shù)設計和投資決策提供依據(jù)。

5 結(jié) 論

本文提出一種氨吸收式制冷和溴化鋰吸收制冷的串級吸收式制冷新工藝，能有效回收煤制氣甲烷化單元中的低品位余熱。該工藝制得?40℃的冷量，用于低溫甲醇洗單元。

以40億立方米/年的煤制氣為例，對甲烷化單元過程的的低溫余熱用于制冷，121℃以上的有24.2 MW用于氨吸收式制冷，90～121℃的有18.0 MW用于溴化鋰吸收式制冷，總共可得7.1 MW的?40℃的冷量用于低溫甲醇洗中。采用了新工藝后，制冷總電耗為36.9 MW，相比于常規(guī)制冷工藝，電耗下降16%，折合節(jié)省標煤1.8萬噸/年。投資約5千萬元，節(jié)省年運行費用約3千萬元，動態(tài)投資回收期為1.7年左右。

符 號 說 明

Cae——年電費

CB——生產(chǎn)規(guī)模為QB時的設備價格

Ccw——年冷卻水費

Cdep——年折舊費

CE——生產(chǎn)規(guī)模QE時的設備價格

Clab——年人工費

Eloss——設備散失的熱量

Cmat——年維護費

Cp1——余熱1的熱容

Cp2——余熱2的熱容

Crm——年原料費

CT——新流程的總投資

Ecooling——冷卻水帶走的熱量

Eelectricity——電能輸入量

Erefrigeration——制冷量

Ewasteheat——余熱輸入量

fM——設備操作溫度修正系數(shù)

fm——設備材料修正系數(shù)

fP——設備操作壓力修正系數(shù)

f1(Q2)——氨吸收制冷冷凝器所需冷量

f2(Q2)——氨吸收式制冷吸收器所需能量

i——貸款利率，取6%

M——設備的價格指數(shù)，根據(jù)具體設備而定

OCO——傳統(tǒng)流程的年操作費

OCP——新流程的年操作費

Pt——動態(tài)回收期

Qr1——溴化鋰吸收式制冷所耗余熱量

Qr2——氨吸收式制冷所耗余熱量

Q1——溴化鋰吸收式制冷量

Q2——氨吸收式制冷量

T ——余熱利用的分割溫度

Y ——年凈收益

η1——溴化鋰吸收式制冷效率

η2——氨吸收式制冷效率

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研究論文

Received date: 2015-06-02.

Foundation item: supported by the National Natural Science Foundation of China(21136003).

A novel integrated cascade absorption refrigeration technology by using waste heat in CTG’s methanation process

YANG Sheng, LIANG Jianeng, YANG Siyu, QIAN Yu
(School of Chemical Engineering, South China University of Technology, Guangzhou 510640, Guangdong, China)

Abstract:Methanation process in coal to synthetic natural gas (CTG) produces a large amount of waste heat. It will cause a huge loss of economic value and energy efficiency with this part of heat emitted into the atmosphere directly. LiBr absorption refrigeration and NH3absorption refrigeration cascade refrigeration technology (CRT) is driven by waste heat from methanation process. CRT can produce ?40℃ ammonia used in rectisol which can replace a part of compression refrigeration. Thus, it can reduce power consumption significantly and increase energy utilization efficiency. For example, CRT is integrated with methanation applied in a 4 billion m3·a?1SNG plant. As a result, 16.2% compression refrigeration load is substituted, equivalent to saving 18000 tons standard coal per year. The dynamic payback period is about 1.7 years.

Key words:natural gas; waste heat; refrigeration; equation of state; computer simulation

DOI：10.11949/j.issn.0438-1157.20150791

中圖分類號：TK 11+5

文獻標志碼：A

文章編號：0438—1157（2016）03—0779—09

基金項目：國家自然科學基金重點項目（21136003）。

Corresponding author:Prof. QIAN Yu, ceyuqian@scut.edu.cn