利用LNG工厂脱碳排放气制取食品级液体二氧化碳的工艺方法与流程

利用lng工厂脱碳排放气制取食品级液体二氧化碳的工艺方法
技术领域
1.本发明属于制取食品级液体二氧化碳技术领域，具体涉及利用lng工厂脱碳排放气制取食品级液体二氧化碳的工艺方法。


背景技术：

2.二氧化碳被广泛应用于石油化工，化肥，焊接，消防，和石油开采，液态二氧化碳常备用于制冷剂，航空设备，电子元器件的低温试验，食品级别的二氧化碳在食品冷藏，饮料碳酸化方面有也有很广泛的应用，其用量较大，另外高纯度的二氧化碳还主要用于电子工业，医学研究，二氧化碳激光器，检测仪器校正气及配置其他特种混合气，固态的二氧化碳还广泛适用于青霉素生产，鱼类，奶油，冰淇淋等食品的储存以及低温运输等领域。随着人民对食品质量要求的日益提高，以及为了减少温室效应以及二氧化碳的排放量，生产优质的食品级二氧化碳就成为了重要的技术任务；lng工厂采用的原料天然气为《天然气》gb17820-2018标准规定的一、二类天然气。目前lng工厂脱碳工序采用mdea湿法脱碳工艺，原料天然气中的co2和硫在mdea解析塔塔顶作为不凝气排放。不凝气中的二氧化碳和硫以及少量烃类物质直接高点排放既增加了大气的污染物排放量，又浪费了某些原料成分；对于lng工厂的脱碳排放气的co2捕集技术愈发重要。
3.专利cn104474871a，名称为“甲醇尾气回收利用制取lng的方法”，此专利采用的是驰放气mdea湿法脱碳、分子筛干燥脱水及脱烃、单一冷剂氮气节流膨胀制冷循环、冷箱液化及冷箱后端低温精馏工艺生产lng，该专利除了采用现有技术的分子筛脱水，并且采用3塔流程等压变温吸附脱水和重烃。
4.专利cn114440551a，名称为“富含氮气的油田伴生气混烃回收及干气低温液化装置及方法”，此专利采用的是富含氮气的油田伴生气混烃mdea湿法脱碳、分子筛干燥脱水及脱烃、混合冷剂节流膨胀制冷循环、冷箱液化及冷箱段间低温精馏脱除混烃和氮气工艺生产lng。
5.上述两件现有技术的缺点是：因为采用3塔流程等压变温吸附脱水和重烃工，需要复热后的不凝气作为再生气，因此需要用压缩机加压，才能达到再生气循环，同时需要设置再生气冷却器和分离器，因此增加了3台设备投资，增加了压缩机能耗和循环冷却水的用量，同时因为上述设备的增加，也就增加了动力电耗和冷却介质的用量，浪费了再生热。
6.专利cn110801639a，名为“一种工业尾气多级液化及分级制冷回收二氧化碳方法”，该专利采用净化后的3.3mpa38℃的原料气冷凝液化方法，采用液氨蒸发，精馏塔外设置4台冷能换热器(原料气先进入第一余冷回收器，与不凝气换热被预冷至22℃，接着去第二余冷回收器，与不凝气换热被预冷至16℃。然后去一级冷凝器，通过氨蒸发制冷被冷却至-18℃，紧接着去二级冷凝器，再次通过氨蒸发制冷被冷却至-25℃。)和1台再沸器及一台产品过冷器。
7.专利cn110801639a，名为“一种工业尾气多级液化及分级制冷回收二氧化碳方
法”，该专利采用精馏塔精馏制取lco2的技术，
8.上述两件现有技术的缺点是：需要再生气冷却器，并且在精脱塔的塔釜外还需要设置经济器t103，另外还需要第二余冷回收器t102、一级冷凝器t104、二级冷凝器t105等3台设备，除此之外另外还需要增加5台换热器，因此在设备费用，安装施工，场地占用方面都不经济，在工艺流程方面，由于现有技术采用3.3mpa的工艺，需要的流程也较长，所以需要增加设备，在冷能的利用方面也不太合理。
9.专利cn114518016a，名为“二氧化碳捕集液化回收装置及方法”，该技术在脱硫工序采用在压缩前仅脱出h2s,未考虑脱除cos或在液化工序脱除cos；在脱水工序现有技术采用的是将lng工厂的净化天然气采用等压变温干燥脱水，为了干燥脱水就需要设置再生气冷却器和再生气分离器；在液化精馏工序现有技术采用的是冷箱液化加精馏塔精馏二级精馏液化。
10.上述专利具有以下几个方面的不足：
11.1、脱硫工序的问题：
12.(1)现有技术因为lng工厂脱酸气co2的压力低，未压缩脱硫就会导致两个问题：一是脱硫塔设备阻力大，导致前端二氧化碳解析塔压力升高，为了满足系统要求就不得不提高前端lng工厂解析塔的压力，这样会增加解析塔再沸器热源能耗，和降低二氧化碳解析塔的co2解析效果，导致原料天然气co2吸收效果降低，增加胺液消耗，增加了lng工厂脱碳工序能耗；二是脱硫塔操作压力低，就需要加大设备的尺寸，设备大了就需要增加占地面积、加上管道等相应设备，一次性投资就会大幅度增加。
13.(2)现有技术未考虑脱除cos或在液化工序脱除cos，其问题是：由于cos沸点在-50℃，如果在含有cos的二氧化碳气体中采用分离精馏脱除，就需要采用二次精馏，这样将增加冷能消耗，同时二氧化碳回收率也会降低。另外，现有技术采用液化冷箱和经精馏二级脱硫，还需要增加压缩机末级冷却器和分离器两台设备。
14.2、脱水工序的问题：
15.现有技术采用的是lng工厂的净化天然气采用等压变温干燥脱水，为了干燥脱水就需要设置再生气冷却器和再生气分离器，如果采用原有lng工厂的热的再生气，考虑到原有装置与新上装置的距离，无论是采用等压脱水还是变压脱水都会对热能产生管道损失，因此造成能源浪费，另外不同系统的串并联会对系统稳定性产生本质联动隐患。
16.3、液化精馏工序的问题：
17.现有技术采用的是冷箱液化加精馏塔精馏二级精馏液化，因此需要冷箱系统的设备投资，并会产生冷箱系统的阻力损失，因此而造成二氧化压缩机能耗并增加设备投资；
18.现有技术的二氧化碳原料气压缩机采用三段压缩，由于液化采用冷箱加精馏塔二级精馏液化，相比会增加能耗20％，设备增加50％。
19.现有技术采有的是lng工厂的混合冷剂节流制冷，有造成不同系统的串并联对系统稳定性产生本质联动隐患。
20.专利cn106315545a，名为“一种合成氨脱碳解析液态二氧化碳的加工工艺”，该技术在脱硫工序的cos水解温度为60℃，设置有脱硫加热器和脱硫冷却器，经压缩机出口的气体经脱硫加热器加热至60℃后，再进入水解塔水解cos，再经脱硫水冷器降至常温后去精脱硫塔将水解生成的h2s脱除；在脱烃工序，脱烃设置在一级低温冷凝提纯和二级低温精馏之
间，设置有1台脱硫冷却器和冷却循环水；在液化工序采用低温预冷、一级低温提纯、二级低温精馏液化工艺，冷能采用液氨蒸发制冷。
21.该专利的缺点是：
22.1、脱硫工序的问题：现有技术的cos水解温度为60℃，所以需要脱硫加热器和脱硫冷却器，而且脱硫温度不同，现有技术经压缩机出口的气体经脱硫加热器加热至60℃后，进入水解塔水解cos，再经脱硫水冷器降至常温后去精脱硫塔将水解生成的h2s脱除，因此需要增设压缩机末级冷却器、分离器、脱硫加热器、脱硫冷却器等4台设备，因此增加了设备的投资。
23.2、脱烃工序的问题：脱烃设置在一级低温冷凝提纯和二级低温精馏之间，需要增设1台脱硫冷却器和冷却循环水，还增加了冷能消耗；
24.3、液化工序的问题：现有专利采用低温预冷、一级低温提纯、二级低温精馏液化工艺，冷能采用液氨蒸发制冷，因此需要增加低温预冷器和一级提纯塔两台设备，因此投资较大。
25.专利cn107062798a，名为“气体二氧化碳液化系统及方法”，现有技术采用3塔变压变温吸附脱水工艺，仅有脱水和液化工序。
26.现有技术的缺点：
27.1、脱水工序的问题：现有技术3塔变压变温吸附脱水工艺，吸附塔多1台，由于吸附塔多一套，开关阀数量就多9台，因此增加了设备、管线阀门和占地等一次性投资，现有技术再生气热能未利用直接将220℃以上的气体排放到大气，导致周边大气的环境温度升高，还可能增加高温烫伤职业病危害。
28.2、精馏液化工序的问题：采用co2制冷循环，由于co2制冷循环需要系统压力高的制冷效率特性，所以现有专利技术co2原料气压缩机采用多级压缩至5～7mpa，造成压缩机能耗高的问题，现有专利技术二氧化碳原料气压缩机采用多段压缩(出口压力5～7mpa)，导致二级精馏液化会增加能耗20％，设备会增加50％。
29.综上所述，现有技术可以从不同的几种方式实现制取二氧化碳的目的，但是为了获得二氧化碳的产品，在不同的方式下基本都存在不同的问题，归纳有四种主要的问题：一是需要设备多，占用土地多、造成投资增大的问题；二是因为设备多，带来的安装工艺复杂，生产工艺流程长，三是不能充分利用资源，造成能源浪费的问题；四是在排放方面还存在对环境的不良结果，以及对人员和设备造成伤害的隐患。这就是本发明要解决的技术问题。


技术实现要素：

30.本发明所要解决的技术问题在于，针对背景技术中提出的问题。
31.为了实现上述目的，本发明采用的技术方案是：
32.利用lng工厂脱碳排放气制取食品级液体二氧化碳的工艺方法，包括以下步骤：
33.s1:脱硫工序：
34.脱碳lng脱碳排放气经过两段压缩机c101的压缩，第一段压缩机的出口直接进入精脱硫塔t101脱除无机硫，脱硫后的气体进入二段压缩机。压缩机二段出口气体不经过换热直接进二级中温级水解脱硫系统，依次经过一级精脱硫塔t102、二级精脱硫塔t103进行水解和氧化锌脱硫，二级精脱硫塔t103最下端设置高效精脱硫剂，最终经过脱硫后的气体
中的总硫含量为0.1ppm。原料气在脱硫剂作用被脱硫剂捕集存储在脱硫剂内，减少对环境的污染。
35.原料气(工厂的lng脱碳排放气)来自界区压力为0.01～0.03mpa(g)、温度45℃的co2原料气体，进入二氧化碳压缩机入口的一级缓冲罐c101，经co2压缩机一级压缩升压至0.8～0.9mpag后，依次经过一段冷却器(空冷器或循环水冷却器，具体根据所在地气象资料决定)、一段分离器冷却降温分离后温度为40℃，来自c101一段分离器出口压缩气体进入t101精脱硫塔,经过精脱硫塔t101的活性炭精脱硫剂脱除无机硫h2s，t101精脱硫塔出口脱硫气中h2s浓度≤0.1ppm，脱除h2s的原料气继续返回c101继续压缩。t101出口气体进入c101二段压缩机入口，经过c101二段压缩机增压至2.5mpag后，c101二段压缩机出口气体120～140℃进入二级水解精脱硫系统脱硫。
36.来自c101二段出口气体首先进入一级精脱硫塔t102进行一级水解脱硫，t102上部设置水解精脱硫剂，下部设置氧化锌精脱硫剂，二级精脱硫塔t102底部出口气体自t103顶部进入t103进行二级水解精脱硫，t103上部设置水解精脱硫剂，中部设置氧化锌精脱硫剂，底部设置高效精脱硫剂，经过t103二级水解精脱硫后的气体中的总硫含量为0.1ppm。
37.s2：脱烃转化工序：步骤s1获得的产物含c1～c4不经过冷却直接进入进出塔换热器e101和脱烃加热器e102，s1步骤来的产物在脱烃转化催化剂的作用下转化为co2，来自脱烃反应器r101的脱烃气体经过进出塔换热器e101和空冷器e103进行降温。
38.本发明经过水解脱硫后的净化气不设置脱硫冷却器直接进入催化氧化脱烃工序回收气热能。来自t103的脱硫气110℃～130℃，压力2.4mpag，进入进出塔换热器e101与脱烃反应塔r101出口气体(430℃，2.3mpag)换热升温后进入e102电加热器加热达到400℃，然后进入脱烃反应塔r101，原料气中的c1～c4烷烃在贵金属催化剂作用下，进行催化氧化反应，生成co2和h2o。经过反应后，原料气中的c～c4烷烃含量小于1ppm。脱氢气体经过e101后进入空冷器e103利用环境空气冷能降温到50～60℃后，去下游脱水干燥工序。
39.s3:脱水干燥工序：步骤s2获得的产物与精馏液化塔顶不凝气在净化节能器e104中冷却降温后，经过分子筛吸附脱水脱除水分到5ppm以下后去液化精馏的精馏塔t105；再生气采用精馏塔t105塔顶不凝气，再生气经过再生气加热器e105升温后对吸水分子筛进行再生，湿基再生气不经过冷却直接进入精馏液化工序回收热能。
40.自e103出口的脱烃转化气进入净化节能器e104中与来自t105的塔顶不凝气换热降温至40℃进入干燥脱水工序的前置过滤器f101a,脱除冷凝水分后，进脱水塔(t104a/b)进行脱水干燥。出脱水塔的干燥气经过后置过滤器f101b后，净化气体中水分≤5ppm,f101b出口气体进入精馏液化工序。
41.脱水干燥采用二塔吸附流程，使co2气体中水分含量达到工艺要求5ppm。为了确保系统水分含量合格，干燥器需进行间断再生干燥，即：一台处于吸附干燥阶段，另一台处于再生阶段，周期性进行切换使用。再生气采用精馏液化工序来的塔顶不凝气作为系统再生气，再生气加热方式采用电加热器。
42.由于co2液化精馏工序的精馏塔t105塔顶不凝气属于干燥后的纯化气的下游气体，压力比吸附干燥的原料气压力低，同时由于再生需经过再生气加热器，所以再生气压力比原料气压力低，本发明采用泄压阀和升压阀控制压力的高低，取消了传统的再生气循环增压机，减少设备投资。
43.精馏塔t105塔顶不凝气含有氮气、甲烷等需要排出系统，不能在系统中累积，否则co2产品达不到要求的纯度，本工艺的不凝气经过再生气加热器e105加热后达到220℃，经过分子筛后把分子筛内的水分脱吸带走，此部分的热能去t105塔底再沸器作为热源，经过塔底再沸器的再生气经过空冷器e106降温后，高点排放，既利用了热能作为t105的再沸器，又利用了大气环境的冷能，减少了循环冷却水的消耗。
44.本步在脱水再生气系统设置有升压和减压阀，减少低压再生气加压系统设置和能耗；同时本步骤再生气利用精馏液化塔顶不凝气和不凝气的冷量，减少原料气的消耗和循环冷却水的消耗，节能降耗。
45.来自t105的塔顶不凝气(2.15mpag,-27.95℃经过e104升温到38℃后，进入再生气加热器e105加热至220℃作为再生气，对脱水塔(t104a/b)吸附剂进行再生，脱水塔(t104a/b)出口的湿基再生气体220℃，不设置再生气冷却器和分离器，直接进入液化精馏工序t105再沸器回收热能。
46.s4：精馏液化工序：步骤s3获得的产物作为精馏液化的塔底再沸器的热源降温预冷后进入精馏塔t105精馏液化，n2等不凝气组分经塔顶冷凝器冷凝降温后，去s3步骤回收冷能后作为再生气，塔底产品为合格的食品级液体二氧化碳产品，塔底采出的液体二氧化碳经过冷器e107减压降温后去二氧化碳储罐存储。来自s3的湿基再生气去液化精馏回收热量后经闪蒸分离器s101分离水分后高点排放。
47.经干燥后的co2气体进入提纯液化系统，系统冷量由丙烷制冷机组提供。来自f101b的干燥后的co2首先进入精馏塔t105内置塔底再沸器1段预冷降温至-12℃，出再沸器后进入精馏塔t105进行低温精馏。来自t105内置塔顶冷凝器的塔顶不凝气-27.95℃去e104与e103出口脱烃净化气降温。精馏塔塔顶气经节流后为t105内置塔顶冷凝器提供一部分冷量，塔顶的另外一部分冷量由丙烷提供。在精馏塔中，co2液体被加热后蒸发出其中的轻组分(氮、甲烷)，从而得到满足要求的co2液体产品。精馏塔t105塔底液相产品经深冷器e107深冷后减压至2.0mpa.g去co2贮槽做为产品存储。来自脱水塔t104a/b的湿基再生气220℃进入t105再沸器2段回收热量后降温到120℃，降温后的湿基再生气在s101闪蒸分离器中闪蒸分离出水后降温到50℃高点排放。
48.本步骤的特点是冷能来自与丙烷制冷机系统提供的冷能，丙烷本身属于lng工厂的混合冷剂的一种，丙烷的来源可以依托与原有液化工厂混合冷剂储备系统，便于统一管理运营。
49.所述二级精脱硫塔t103最下端设置的高效精脱硫剂是用于处理水解产生的h2s，属于脱除h2s的活性炭精脱硫剂，主要成分是活性炭添加特种活性剂、助剂，规格：φ3～5
×
(3～15)，堆密度：0.60～0.70g/ml。h2s容留≥20％。
50.与现有技术相比，本发明具有如下有益效果：
51.1、来自工厂的lng脱碳气在脱烃转化催化剂的作用下转化为co2；有效回收尾气中的烃类物质，同时增加3％的co2的回收率。脱烃转化塔前设置了氧气补充系统，对于其它含烃贫氧的co2原料气具有非常广泛的适用性。
52.2、设计的在烃类转化塔前设置了塔前预热器和塔后空冷器，充分利用大气环境的能量和脱烃催化氧化燃烧的反应热，具有下列两项技术效果:
53.(1)e101塔前预热器，充分利用烃类催化氧化反应热，升温脱烃原料气，在e101内
来自r101的脱烃气温度为430℃，与120℃脱硫气换热后降低到250℃，回收了脱烃反应热，脱硫气由120℃升温至250℃，减少e102电加热器的能耗46.43％。
54.(2)、采用精馏自身排放的塔顶不凝汽变压变温吸附脱水，能有效利用冷能，同时减少与原有lng工厂的联动保证本专利装置稳定，e103采用空冷器设计，来自e101的250℃的脱烃气经空冷器e103降温到50℃，充分利用了大气环境冷能，不需要循环水冷却，因此减少循环水用量100％。由于充分利用催化氧化燃烧热，还减少了46.43％传统的加热能源，对节能减排具有非常重要的作用。
55.3、在脱水再生气系统，设置的升压和减压阀，减少低压再生气加压系统设置和能耗，减少了现有技术必须要的低压再生气压缩机设备，因此减少了建设投资；本发明再生气利用了精馏液化塔顶不凝气和不凝气的冷量，与传统工艺利用原料气为再生气工艺相比，原料气减少15％，还可以减少对循环冷却水的消耗，节能降耗。
56.4、本发明采用的塔顶不凝气的回收利用，由于减少了原料气的浪费，因此增加了9.5％ co2产品的回收率；本发明能量利用在于充分利用步骤c的净化气和再生气的的热源，既减少了额外的热能输入又降低了液化精馏的入塔温度(脱水后的净化气由38℃降低到-12℃，湿基再生气由220℃
57.降低到50℃)，因此减少了额外的冷源输入，如果没有这个设计，再沸器一段和二段的这部分热能需要额外引入外供热能，另外脱水原料气由38℃降低到-12℃，需要丙烷冰机提供冷量；所以本发明的设计充分利用了脱水原料气和湿基再生气的热能为t105内置再沸器提供热源，降低了原料干燥气的温度减少了丙烷制冷系统的冷负荷，减少了塔前预冷换热器的设置，实现了最经济的能源循环利用，减少能耗和设备投资。
58.5、通过本发明工艺，充分捕集和利用原料气中的碳资源制取食品级液体二氧化碳添加剂，同时捕集排放气中的碳元素和硫元素，碳元素制取食品级液体二氧化碳，硫元素捕集脱除减少二氧化碳的排放和硫元素对环境的污染，有利于保护环境。
59.6、通过本工艺充分利用冷能和热能及环境能量，减少了循环水和加热介质能耗，具有充分利用废料，循环利用，促进lng产业链完善和清洁生产，节能减排，保护环境的特点。
60.7、本发明采用二塔吸附流程，由于co2液化精馏系统的精馏塔尾气属于干燥后的纯化气的下游气体，压力比吸附干燥的原料气压力低，同时由于再生需经过再生气加热器，所以再生气压力比原料气压力低。为了解决气压高低的控制，本工艺设计采用泄压阀和升压阀的方式，取消了传统的再生气循环增压机，减少了设备投资。
61.8、本发明相对于已有专利3.3mpa的工艺，本发明制取lco2精馏液化工序直接精馏，除了精馏塔外只采用塔外一台产品过冷器和精馏塔，精馏塔的塔底再沸器和塔顶冷凝器统一设置在塔内，干燥后的原料气和再生气直接进入塔底再沸器换热器提供热能；本发明塔顶不凝气与干燥原料气一次换热；另外本专利精馏压力2.2mpa，具有流程短，投资少，冷能利用合理的技术优点。
62.9、本发明的液化精馏工序采用丙烷蒸发制冷，制冷剂采用丙烷，减少了与原有lng工厂的交叉，还不会产生与不同系统的串并联带来的对系统稳定性产生本质联动隐患；采用直接精馏，减少了冷箱系统的设备投资和冷箱系统的阻力损失，减少二氧化压缩机能耗和设备投资，二氧化碳原料气压缩机采用二段压缩，出口压力2.5mpa，大幅度减少了二级精
馏液化的能耗，还减少了50％的设备。
63.10、本发明脱烃工序设置在脱硫工序后，cos水解温度为110～140之间，脱硫工序后的脱硫气体不用降温直接进入脱硫工序，因此不需要脱硫加热器和脱硫冷却器。本发明工艺充分利用压缩热为脱硫提供热源，直接利用二段原料气压缩机出口压缩热，直接利用压缩机热能减少循环水冷能消耗，在同等情况下根据压缩机功率分析，可减少冷能32％，与传统加热工艺相比，由于不需要增热，所以减少外加热源消耗100％。
64.11、本发明在脱烃塔前设置了脱烃塔前换热器，采用进塔原料气和出塔脱烃器换热，提高了入塔气的温度，降低了出塔气的温度，既回收利用了脱烃的反应热，减少了外加热源能耗消耗，又减少了脱烃气冷却介质的消耗。本项目脱烃气末端设置了空冷器，充分利用环境冷能减少循环水冷却介质的消耗。
65.12、在本发明的液化工序，由于不需要低温预冷器和一级提纯塔两台设备，设备少流程就短，而且设备少，占地也少，以及管线、仪表和阀门都会减少，这样既减少了投资又从本质安全上减少了跑冒漏滴，减少了控制回路，减少了自控故障风险。
66.13、本发明采用2塔变温变压吸附，从工艺设计方面利用了泄压阀和升压阀的控制，与原有专利技术相比开关阀数量减少9台，因此减少了设备、管线阀门和占地等一次性投资。将再生气热能在精馏液化工序充分回收，同时降温后经过节流降温至50℃后排入大气，既回收了热能有减少大气周边的环境温度升高，本质上减少高温烫伤职业病危害。
67.14、本发明采用二级水解干法脱硫，直接利用二段原料气压缩机出口压缩热，不需要压缩机末级冷却器和分离器，在净化工序脱除cos，液化工序直接一步精馏，可减少液化系统设备数量50％，减少液化负荷30％，提高产品纯度，同时减少液化冷能消耗和液化设备投资。
附图说明
68.图1为本发明的工艺流程图
69.附图序号及名称：c101：原料气压缩机；e101：进出塔换热器；e102:脱烃加热器；e103:脱烃气空冷器；e104:净化气节能器；e105:再生气加热器；e107:过冷器；f101a:前置过滤器；f101b:后置过滤器；t101：精脱硫塔；t102：一级精脱硫塔；t103：二级精脱硫塔；t105:精馏塔；t104b：干燥塔b；t104a:干燥塔a；p101a:二氧化碳泵a；p101b:二氧化碳泵b；s101:闪蒸分离器；r101:脱烃反应塔；x101:丙烷循环冰机。
具体实施方式
70.下面将结合附图以及具体实施例来详细说明本发明，在此本发明的示意性实施例以及说明来解释本发明，但并不作为对本发明的限定。
71.在本发明的描述中，需要理解的是，术语“上”、“下”、“前”、“后”、“左”、“右”、“顶”、“底”、“内”、“外”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本发明的限制。
72.实施例1
73.如图1所示，本发明所述的利用lng工厂脱碳排放气制取食品级液体二氧化碳的工
艺方法，包括如下步骤：
74.s1：脱硫工序：脱碳lng脱碳排放气经过两段压缩机c101的压缩，一段压缩机出口直接进入精脱硫塔t101脱除无机硫，脱硫后的气体进入二段压缩机。二段压缩机出口气体不经过换热直接进二级中温级水解脱硫系统，依次经过一级精脱硫塔t102、二级精脱硫塔t103进行水解和氧化锌脱硫，二级精脱硫塔t103最下端设置高效精脱硫剂，最终经过脱硫后的气体中的总硫含量为0.1ppm。原料气在脱硫剂作用被脱硫剂捕集存储在脱硫剂内，减少对环境的污染。
75.s2：脱烃转化工序：步骤s1获得的产物含c1～c4不经过冷却直接进入进出塔换热器e101和脱烃加热器e102，步骤s1来的产物在脱烃转化催化剂的作用下转化为co2，来自脱烃反应器r101的脱烃气体经过进出塔换热器e101和空冷器e103降温。
76.s3:脱水干燥工序：步骤s2获得的产物与精馏液化塔顶不凝气在净化节能器e104中冷却降温后，经过分子筛吸附脱水脱除水分到5ppm以下后去液化精馏的精馏塔t105；再生气采用精馏塔t105塔顶不凝气，再生气经过再生气加热器e105升温后对吸水分子筛进行再生，湿基再生气不经过冷却直接进入精馏液化工序回收热能。
77.s4：精馏液化工序：步骤s3获得的产物作为精馏液化的塔底再沸器的热源降温预冷后进入精馏塔t105精馏液化，n2等不凝气组分经塔顶冷凝器冷凝降温后，去s3步骤回收冷能后作为再生气，塔底产品为合格的食品级液体二氧化碳产品，塔底采出的液体二氧化碳经过冷器e107减压降温后去二氧化碳储罐存储。来自s3的湿基再生气去液化精馏回收热量后经闪蒸分离器s101分离水分后高点排放。
78.所述s1步骤初始无机硫h2s的精脱硫塔t101设置在原料气压缩机c101一段出口；cos等有机硫采用二级水解串联脱除工艺，原料气压缩机c101二段压缩机出口不设置冷却器和分离器直接进入一级精脱硫塔t102,一级精脱硫塔t102和二级精脱硫塔t103直接在上部设置水解精脱硫剂，下部设置无机硫精脱硫剂，实施二级水解脱硫。
79.所述步骤s1产生的精脱硫气不用经过脱硫气降温换热器直接进入s2步骤；在脱烃反应塔r101后端设置e101进出塔换热器，对进出塔气体换热，减少脱烃加热器e102的负荷，e103是脱烃气空冷器；催化氧化脱烃设置备用氧气补充系统。
80.所述s3步骤是采用2塔变压变温吸附脱水工艺；脱水工艺再生气采用s4步骤的不凝气，设置净化气节能器e104，利用精馏塔t105的不凝气冷能，湿基再生气不设置再生气冷却器和分离器，湿基再生气直接去精馏液化回收热能。
81.所述s4步骤的冷能来自与丙烷制冷机系统提供的冷能，塔顶不凝气冷能在步骤s3回收，回收步骤s3的净化气和湿基再生气热能。
82.所述二级精脱硫塔t103最下端设置的高效精脱硫剂是脱除h2s的活性炭精脱硫剂，主要成分包括活性炭添加活性剂、助剂，规格：φ3～5
×
(3～15)，堆密度：0.60～0.70g/ml，h2s容留≥20％。
83.原料气(工厂的lng脱碳排放气)来自界区压力为0.01～0.03mpa(g)、温度45℃的co2原料气体，进入二氧化碳原料气压缩机c101入口的一级缓冲罐，经co2压缩机一级压缩，升压至0.8～0.9mpag后，依次经过一段冷却器(空冷器或循环水冷却器，具体根据所在地气象资料决定)、一段分离器冷却降温分离后温度为40℃，来自原料气压缩机c101一段分离器出口压缩气体进入精脱硫塔t101,经过精脱硫塔t101的活性炭精脱硫剂脱除无机硫h2s，精
脱硫塔t101出口脱硫气中h2s浓度≤0.1ppm，脱除h2s的原料气继续返回原料气压缩机c101压缩；精脱硫塔t101出口气体进入原料气压缩机c101二段压缩机入口，经过原料气压缩机c101二段压缩机，增压至2.5mpag后，原料气压缩机c101二段压缩机出口气体120～140℃进入二级水解精脱硫系统脱硫。
84.来自原料气压缩机c101二段出口气体首先进入一级精脱硫塔t102进行一级水解脱硫，一级精脱硫塔t102上部设置水解精脱硫剂，下部设置氧化锌精脱硫剂，一级精脱硫塔t102底部出口气体自二级精脱硫塔t103顶部进入二级精脱硫塔t103进行二级水解精脱硫，二级精脱硫塔t103上部设置水解精脱硫剂，中部设置氧化锌精脱硫剂，底部设置高效精脱硫剂，经过二级精脱硫塔t103二级水解精脱硫后的气体中的总硫含量为0.1ppm。
85.来自二级精脱硫塔t103的脱硫气110℃～130℃，压力2.4mpag，进入进出塔换热器e101与脱烃反应塔r101的出口气体(430℃，2.3mpag)换热升温后，进入脱烃加热器e102电加热器加热，达到400℃，然后进入脱烃反应塔r101，原料气中的c1～c4烷烃在贵金属催化剂作用下，进行催化氧化反应，生成co2和h2o。经过反应后，原料气中的c1～c4烷烃含量小于1ppm。脱氢气体经过进出塔换热器e101后进入脱烃气空冷器e103，利用环境空气冷能降温到50～60℃后，去下游脱水干燥工序。
86.步骤s2获得的产物自脱烃气空冷器e103出口的脱烃转化气进入净化节能器e104中与来自精馏塔t105的塔顶不凝气换热降温至40℃，然后进入干燥脱水工序的前置过滤器f101a,脱除冷凝水分后，进干燥塔(t104a/b)进行脱水干燥。出脱水塔的干燥气经过后置过滤器f101b后，净化气体中水分≤5ppm,后置过滤器f101b出口气体进入精馏液化工序。
87.来自精馏塔t105的塔顶不凝气(2.15mpag,-27.95℃经过净化气节能器e104升温到38℃后，进入再生气加热器e105加热至220℃作为再生气，对干燥塔(t104a/b)吸附剂进行再生，干燥塔(t104a/b)出口的湿基再生气体220℃，不设置再生气冷却器和分离器，直接进入液化精馏工序精馏塔t105再沸器回收热能。
88.经干燥后的co2气体进入提纯液化系统，系统冷量由丙烷制冷机组提供；来自后置过滤器f101b的干燥后的co2首先进入精馏塔t105内置塔底再沸器1段预冷降温至-12℃，出再沸器后进入精馏塔t105进行低温精馏；来自精馏塔t105内置塔顶冷凝器的塔顶不凝气-27.95℃去净化气节能器e104与脱烃气空冷器e103出口脱烃净化气降温；精馏塔塔顶气经节流后为精馏塔t105内置塔顶冷凝器提供一部分冷量，塔顶的另外一部分冷量由丙烷提供；在精馏塔中，co2液体被加热后蒸发出其中的轻组分(氮、甲烷)，从而得到满足要求的co2液体产品。精馏塔t105塔底液相产品经过冷器e107深冷后减压至2.0mpa.g去co2贮槽做为产品存储；来自干燥塔t104a/b的湿基再生气220℃进入精馏塔t105再沸器2段回收热量后降温到120℃，降温后的湿基再生气在闪蒸分离器s101闪蒸分离器，闪蒸分离出水后降温到50℃高点排放。
89.本步骤的特点是冷能来自与丙烷制冷机系统提供冷能，丙烷本身属于lng工厂的混合冷剂的一种，丙烷的来源可以依托与原有液化工厂混合冷剂储备系统，便于统一管理运。
90.所述二级精脱硫塔t103最下端设置的高效精脱硫剂是用于处理水解产生的h2s，属于脱除h2s的活性炭精脱硫剂，主要成分是活性炭添加特种活性剂、助剂，规格：φ3～5
×
(3～15)，堆密度：0.60～0.70g/ml。h2s容留≥20％。
91.经过本发明上述四个工艺过程，克服了现有技术需要设备多，占用土地多、投资增大的问题；由于减少了设备，安装工艺相对也就变得简单，生产工艺流程也大幅度缩短，还能充分利用资源，减少资源源浪费，节能减排方面对环境更友好，对人员和设备免除了造成伤害的隐患。
92.以上对本发明实施例所提供的技术方案进行了详细介绍，本文中应用了具体个例对本发明实施例的原理以及实施方式进行了阐述，以上实施例的说明只适用于帮助理解本发明实施例的原理。

技术特征：
1.利用lng工厂脱碳排放气制取食品级液体二氧化碳的工艺方法，其特征在于，包括如下步骤：s1：脱硫工序：脱碳lng脱碳排放气经过两段压缩机c101的压缩，一段压缩机出口直接进入精脱硫塔t101脱除无机硫，脱硫后的气体进入二段压缩机，二段压缩机出口气体不经过换热直接进二级中温级水解脱硫系统，依次经过一级精脱硫塔t102、二级精脱硫塔t103进行水解和氧化锌脱硫，二级精脱硫塔t103最下端设置高效精脱硫剂，最终经过脱硫后的气体中的总硫含量为0.1ppm，原料气在脱硫剂作用被脱硫剂捕集存储在脱硫剂内，减少对环境的污染；s2：脱烃转化工序：步骤s1获得的产物含c1～c4不经过冷却直接进入进出塔换热器e101和脱烃加热器e102，步骤s1来的产物在脱烃转化催化剂的作用下转化为co2，来自脱烃反应器r101的脱烃气体经过进出塔换热器e101和空冷器e103降温；s3:脱水干燥工序：步骤s2获得的产物与精馏液化塔顶不凝气在净化节能器e104中冷却降温后，经过分子筛吸附脱水脱除水分到5ppm以下后去液化精馏的精馏塔t105；再生气采用精馏塔t105塔顶不凝气，再生气经过再生气加热器e105升温后对吸水分子筛进行再生，湿基再生气不经过冷却直接进入精馏液化工序回收热能；s4：精馏液化工序：步骤s3获得的产物作为精馏液化的塔底再沸器的热源降温预冷后进入精馏塔t105精馏液化，n2等不凝气组分经塔顶冷凝器冷凝降温后，去s3步骤回收冷能后作为再生气，塔底产品为合格的食品级液体二氧化碳产品，塔底采出的液体二氧化碳经过冷器e107减压降温后去二氧化碳储罐存储，来自s3的湿基再生气去液化精馏回收热量后经闪蒸分离器s101分离水分后高点排放。2.根据权利要求1所述的利用lng工厂脱碳排放气制取食品级液体二氧化碳的工艺方法，其特征在于：所述s1步骤初始无机硫h2s的精脱硫塔t101设置在原料气压缩机c101一段出口；cos等有机硫采用二级水解串联脱除工艺，原料气压缩机c101二段压缩机出口不设置冷却器和分离器直接进入一级精脱硫塔t102,一级精脱硫塔t102和二级精脱硫塔t103直接在上部设置水解精脱硫剂，下部设置无机硫精脱硫剂，实施二级水解脱硫。3.根据权利要求2所述的利用lng工厂脱碳排放气制取食品级液体二氧化碳的工艺方法，其特征在于：所述步骤s1产生的精脱硫气不用经过脱硫气降温换热器直接进入s2步骤；在脱烃反应塔r101后端设置e101进出塔换热器，对进出塔气体换热，减少脱烃加热器e102的负荷，e103是脱烃气空冷器；催化氧化脱烃设置备用氧气补充系统。4.根据权利要求3所述的利用lng工厂脱碳排放气制取食品级液体二氧化碳的工艺方法，其特征在于：所述s3步骤是采用2塔变压变温吸附脱水工艺；脱水工艺再生气采用s4步骤的不凝气，设置净化气节能器e104，利用精馏塔t105的不凝气冷能，湿基再生气不设置再生气冷却器和分离器，湿基再生气直接去精馏液化回收热能。5.根据权利要求4所述的利用lng工厂脱碳排放气制取食品级液体二氧化碳的工艺方法，其特征在于：所述s4步骤的冷能来自与丙烷制冷机系统提供的冷能，塔顶不凝气冷能在步骤s3回收，回收步骤s3的净化气和湿基再生气热能。6.根据权利要求5所述的利用lng工厂脱碳排放气制取食品级液体二氧化碳的工艺方法，其特征在于：所述二级精脱硫塔t103最下端设置的高效精脱硫剂是脱除h2s的活性炭精脱硫剂，主要成分包括活性炭添加活性剂、助剂，规格：φ3～5
×
(3～15)，堆密度：0.60～
0.70g/ml，h2s容留≥20％。

技术总结
本发明公开了利用LNG工厂脱碳排放气制取食品级液体二氧化碳的工艺方法，是属于制取食品级液体二氧化碳技术领域，包括如下步骤：S1：脱硫工序；S2：脱烃转化工序；S3:脱水干燥工序；S4：精馏液化工序。其有益效果在于：充分利用了大气环境冷能，不需要循环水冷却，因此减少循环水用量100％。由于充分利用催化氧化燃烧热，还减少了46.43％传统的加热能源，对节能减排具有非常重要的作用；减少原料气的消耗和循环冷却水的消耗，节能降耗；降低了原料干燥气的温度减少了丙烷制冷系统的冷负荷，减少了塔前预冷换热器的设置，实现了最经济的能源循环利用，减少能耗和设备投资。减少能耗和设备投资。减少能耗和设备投资。


技术研发人员：丁卫国 曾国才 吕彦龙
受保护的技术使用者：庆阳瑞华能源有限公司
技术研发日：2023.07.25
技术公布日：2023/10/6