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1、天然气工程液化厂项目工艺装置及辅助生产设施设计方1.1生产装置组成本装置主要由原料天然气的过滤计量系统、脱碳系统、脱水脱苯系统、脱汞系统、再生气压缩输送系统、BoG压缩系统、脱重燃系统、天然气液化、储存及装车系统和配套辅助系统组成。配套的辅助系统包括：空压制氮站、液氮站、循环水系统、变配电系统、锅炉及导热炉系统，另外，为方便自用车辆加气，设一座LNG加气站和一座CNG加气站。天然气液化工艺原则流程图1.2物料平衡工艺总物料平衡名称规格单位每小时备注原料天然气进装置Sm3h17759气体LNG液化天然气出装置SmVh14896液体再生气出装置Sm3h2817气体凝液出装置Sm3h47（气态）水详
2、细的物料平衡见物料平衡数据表1.3工艺装置1.3.1工艺原理与特点1.3.1.1 净化方案比较针对可研中提出的净化方案，根据工艺状况及原料气的组份特点，提出了新的净化方案，现将两种方案比较如下（以100XlOiW/d为基础）：方案A（可研推荐的方案）：分子筛脱碳脱水、减压升温再生、再生气加压、TEG脱水后返回上游配气站方案B（实施方案）：分子筛脱碳脱水+等压升温再生、再生气加压后等压脱水后返回上游配气站方案A（可研推荐方案）方案B（实施方案）主流程分子筛脱碳脱水、减压升温再生、再生气加压、TEG脱水后返回下游配气站分子筛脱碳脱水+等压升温再生、再生气加压后等压脱水后返回下游配气站脱Co2、干燥
3、方式吸附脱C02、脱水，两塔流程吸附脱C02、脱水、三塔流程再生方式降压、升温解吸等压升温解吸再生参数温度：250C,压力：1.OMpa.G温度：250C,压力：3.4Mpa.G再生气再生气采用工艺气，为原料气量1520%左右。再生气采用工艺气，为原料气量12%18%左右。再生气处理方式再生气冷却后由0.9Mpa.G升压至4.0Mpa.G,进入再生气TEG脱水装置。脱水使水露点达到T0,干再生气通过DNlOO的管线，与原料气管线同沟敷设2.5km返回至上游配气站的中压气接口再生气冷却后由3.OMpa.G升压至4.0Mpa.G,进入等压脱水装置。脱水使水露点达到-30,干再生气通过DNlOO的管
4、线，与原料气管线同沟敷设2.5km返回至上游配气站的中压气接口装置运行方式全自动，自适应调整。但由于涉及一套TEG脱水装置，操作管理稍显复杂。全自动，自适应调整，简单、稳定。负荷适应性30%-110%30%-110%特点1）使用分子筛同时脱除CO?和H2O,工艺简单，操作方便，方案投资较低；2）再生气TEG脱水装置工艺成熟可靠，操作简单。1）使用分子筛同时脱除C02和H2O,工艺简单，操作方便，方案投资低；2）再生过程微降压进行，再生气等压脱水，流程简介，自适应调节。3）再生气微增压（压缩功IIOKW）即可返回上游配气站，操作运行费用低。运行能耗（再生气加压）480KWHOKW可靠性梢低1.l
5、j主要设备静止设备两塔PTSA（变温变压吸附）脱水及C02单元、一套TEG脱水单元。三塔TSA（等压变温吸附）脱水及C02单元，一套TSA（等压变温吸附）脱水单元。运转设备两台再生气压缩机，500KW台两台再生气压缩机，装机132KW/台控制阀门由于压差高,为保证可靠性，需选用Orbit球阀可采用偏心蝶阀再生气量（Nm3h）82006000综合比较结果，本设计采用方案B,并经过设计联络会确认。1.3.1.2 净化装置根据天然气体成份和净化气产品质量要求，本净化工艺采用变温变压吸附法（PTSA）脱除天然气中的二氧化碳、硫化氢以及水分；采用恒压变温吸附法（TSA）脱除再生气中的水分；采用专用脱汞剂
6、实现汞的吸附脱除。下图为不同温度下的吸附等温线示意图:从上图B-C和AfD可以看出：在压力一定时，随着温度的升高，吸附容量逐渐减小；从上图BfA和CfD可以看出：在温度一定时，随着压力的升高吸附容量逐渐增大。实际上，变温吸附正是利用上图B-C段（或AfD段）的特性来实现的；变压吸附是利用上图BfA段（或CfD段）的特性来实现的；变温变压吸附过程正是利用上图中吸附剂在A-B及B-C段的特性来实现吸附与解吸的。吸附剂在常温和压力较高时（A点）大量吸附原料气中的某些杂质组分，然后在高温和压力较低时（C点）使吸附的杂质组分得以充分解析。本项目天然气净化单元采用三台变温变压吸附塔、一台脱汞塔、一台加热器
7、、一台冷却器、一台气液分离器和多台程序控制阀的组合，可实现用工艺天然气脱酸脱水脱汞的功能。再生气干燥单元干燥系统由三台干燥器、一台加热器、一台冷却器、一台分离器组成。干燥及再生交替进行,再生分加热和冷却两个步骤，经干燥后的再生气露点低于-30C后经压缩至4.OMPa后送燃气管网。1.3.1.3 液化装置本装置的液化工艺选用不带预冷的混合冷剂制冷工艺，达到在较低液化能耗的情况下减少动设备的数量，使装置能够长周期运行和降低维护成本。净化后的天然气进入液化冷箱，经混合冷剂冷却、冷凝并过冷到T64C后得液相LNG产品，经节流阀节流降到常压，通过计量后进入LNG贮槽。混合制冷剂制冷循环是采用总和ClC5
8、妙类混合物作为循环制冷剂的工艺。该工艺的特点是制冷循环中采用混合制冷剂，只需要一台压缩机，简化了流程，降低了造价。从理论上讲，混合冷剂的组成比例应按照天然气原料的组成、压力、工艺流程进行配比，因此对冷剂的配比和原料气的气质要求更为严格，一旦确定是不容易改变的。即使能做到这一点，使整个液化过程（从常温到T64C）所需的冷量与冷剂所提供的冷量完全匹配是比较困难的，一般只能一部分做到贴近冷却曲线。1.3.2主要工艺操作条件1）原料气分配单元操作条件序号项目操作参数、原料气分离器S-03011气体入口温度C402气体出口温度C403气体入口压力MPa.G3.54气体出口压力MPa.G3.465气体入口
9、流量Sm7h532486气体出口流量Sm7h532487原料气分离器液位1/2-2/3液面计2）净化装置工艺操作条件:4吸附净化塔T-0301A/B/C1吸附压力MpaG:3.462吸附温度403气体入口流量SmVh:17749.64气体出口流量Sm7h:14887.65再生气流量Sm7h:28176热再生进口温度C：2607热再生出口温度：2408冷再生进口温度C：409冷再生出口温度C：4010净化气压力Mpa：3.411净化气温度：4012净化气露点温度-65二脱汞塔T-03021工作压力MPaG：-3.42工作温度：403出塔压力Mpa:3.354出塔气体汞含量ug/Nk：0.Ol三再
10、生气冷却器E-03011操作压力管程MPa.G3.34壳程MPa.G0.62操作温度管程C24040壳程C32403流量管程NmVh2817壳程kg/h31500四再生气液分离器S-03021操作温度C402操作压力MPa.G3.323液位1223液面计五再生气加热器H-03011操作压力管程MPa.G3.38壳程MPa.G0.62操作温度管程C36260壳程C280250六脱水塔T-O401ABC1吸附压力MpaG:3.252吸附温度C：403再生气流量:气体总量%:20-304热再生进口温度：-2005热再生出口温度-1806冷再生进口温度C：407冷再生出口温度：408气液分离器液位：1
11、223液面计9冷却水温度：3210干燥气压力Mpa：3.2511干燥气温度C：4012干燥气露点温度-40操作时间设定（min）吸附干燥480热再生240冷再生240七脱水再生气加热器H-04011操作压力管程MPa.G3.3壳程MPa.G0.62操作温度管程C42220壳程280250八脱水再生气冷却龄E-04011操作压力管程MPa.G3.25壳程MPa.G0.62操作温度管程18040壳程40323流量管程NmVh410壳程kg/h3600九脱水再生气气液分离器S-04011操作温度402操作压力MPa.G3.253液位1/2-2/3液面计十压缩机组C0501AB/E0501AB/C05
12、01AB1进气流量SmVh:28172进气压力MPa.G：-3.213出气压力MPa.G：4.024冷却水温度：325冷却后气体温度：406汽液分离器液位：1/2-2/3液面计3）净化后天然气指标净化后的天然气作为液化天然气的原料，根据工艺要求，应满足如下指标:CO2含量20ppm（体积比）H2S含量4ppm（体积比）H2O含量Ippm（体积比）净化气压力降PO.IMPa温度43净化天然气组成（体积百分比）：组分mol%备注氮Nitrogen0.1501氧Oxygen0.0190MHelium一氢HydrogenArgon0.0008二氧化碳CO20.0016甲烷Methane99.7408乙
13、烷Ethane0.0720丙烷Propane0.0100异丁烷i-Butane0.0008正丁烷n-Butane0.0017新戊烷22-Mpropane一异戊烷i-Pentane0.0008正戊烷n-Pentane0.0011正己烷n-Hexane0.0008庚烷n-Heptane一一辛烷11-0ctane一一甲基环戊烷Mcyclopentan一一苯Benzene0.0002环己烷Cyclohexane甲基环己烷Mcyclohexane甲苯Toluene0.0002水H200.0001乙稀Ethylene一上表中数据是按原料天然气数据经过理论计算而得4）低温液化单元操作条件：项目操作参数温度压J总流量液位
