4.1 工艺技术方案的选择
4.1.1 工艺路线确定的原则
（1）先进性原则
先进性是指在工艺流程选择时技术上的先进程度和经济上的合理可行。先进性的评价包括基建投资、生产成本、消耗定额以及劳动生产率等方面。选择的生产方法应达到物料损耗较小、
物料循环量较
少并易于回收利用、能量消耗较少和有利于环境保护等要求。
（2）可靠性原则
可靠性主要是指所选择的生产方法和工艺流程是否成熟可靠。选择一些比较成熟的生产方法和工艺，
要
避免只考虑先进性的一面，而
忽视不成熟、不稳妥的一面。另外，要考虑原料供给的可靠性，对于一个建设项目，必须保证在其服务期限内有足够的、稳定的原料来源。
（3）合理性原则
合理性是指在进行工艺流程选择时，
应该结合我国的国情，从实
际情况出发，考虑各种问题，即宏观上的合理性。4.1.2 国内、外工艺技术概况
1941 年在美国克利夫兰建成了世界第一套工业规模的
3
LNG 装
置，液化能力为8500 m /d。从60 年代开始，LNG 工业得到了迅猛发展，规模越来越大。据相关资料显示，目前各国投产的置已达160 多套，LNG出口总量已超过
46.18 × 10 t/a。
6
LNG 装
4.1.2.1国外研究现状
国外的液化装置规模大、工艺复杂、设备多、投资高，基本都采用阶式制冷和混合冷剂制冷工艺，目前两种类型的装置都在运行，新投产设计的主要是混合冷剂制冷工艺，研究的主要目的在于降低液化能耗。制冷工艺从阶式制冷改进到混合冷剂制冷循环，
目前有报道又
有CⅡ-2 新工艺，该工艺既具有纯组分循环的优点，如简单、无相分离和易于控制，又有混合冷剂制冷循环的优点，如天然气和制冷剂制冷温位配合较好、功效高、设备少等优点。
法国Axens 公司与法国石油研究所
(IFP) 合作，共同开发的一
LNG
种先进的天然气液化新工艺-Liquefin 首次工业化，该工艺为市场奠定了基础。其生产能力较通用的方法高
15%-20% ，生产成本
600 × 1025%。
可
4
低25% 。使用Liquefin 法之后，每单元液化装置产量可达t/a 以上。采用Liquefin 工艺生产LNG 的费用每吨可降低
该工艺的主要优点是使用了翅片式换热器和热力学优化后的工艺，
建设超大容量的液化装置。Axens 已经给美国、欧洲、亚洲等几个主要地区提出使用该工艺的建议，并正在进行前期设计和可行性研究。IFP 和Axens 开发的Liquefin 工艺的安全、环保、实用及创新特点最近已被世界认可，该工艺获得了化学工程师学会授予的奖” 。
美国德克萨斯大学工程实验站，开发了一种新型天然气液化的技术-GTL 技术已申请专利。该技术比目前开发的小规模装置，可加工
GTL 技术更适用于
“工程优秀
30.5 × 104 m3 /d 的天然气。新工艺比原有技术
简单的多，不需要合成气，除了发电之外，也不需要使用氧气。其经济性、规模和生产方面都不同于普通的费托
GTL 工艺。
4.1.2.2国内研究现状
早在60 年代，国家科委就制订了
LNG 发展规划，60 年代中
期完成了工业性试验，四川石油管理局威远化工厂拥有国内最早的天然气深冷分离及液化的工业生产装置，除生产LNG 。1991 年该厂为航天部提供
He 外，还生产
30t LNG 作为火箭试验燃料。与
国外情况不同的是，国内天然气液化的研究都是以小型液化工艺为目标，以下就国内现有的天然气液化装置工艺作简单介绍。
（1）膨胀制冷工艺
膨胀制冷工艺，是指利用高压制冷剂通过透平膨胀机绝热膨胀的克劳德循环制冷实现天然气液化的制冷循环。
气体在膨胀机中膨胀降
温的同时，对外做功，可用于驱动流程中的压缩机。流程中的关键设备是透平膨胀机。
根据制冷剂的不同，可分为天然气膨胀液化流程、氮气膨胀液化流程、氮-甲烷膨胀液化流程。这类流程的优点是：
流程简单、调节灵活、工作可靠、易起动、易操作、维护方便；如有可利用的管网压差，可用天然气本身做制冷工质，能省去专门生产、运输、储存制冷剂的费用。缺点是：送入装置的气体必须全部深度干燥；回流压力低，换热面积大，液化率低，势必出现部分再循环，其结果引起功耗增大。
带膨胀机的液化流程操作比较简单，力较小的调峰型天然气液化装置。
（2）混合冷剂制冷工艺
混合冷剂制冷循环克服了阶式制冷循环的某些缺点。
它采用混合
投资适中，特别适合液化能
式的制冷剂、制冷剂压缩机。制冷剂是根据要液化的天然气组分而配制的，经充分混合，内有
N2、C1～C5碳氢化合物。
多组分混合制冷剂，进行逐级冷凝、蒸发、节流膨胀得到不同温度水平的制冷量，以达到逐步冷却和液化天然气的目的。
与阶式制冷循环相比，其优点是：机组少、流程简单、投资省，投资比阶式制冷循环少取和补充。
缺点是：混合冷剂操作时合理调配较为困难，
但可通过阶段性的
15～20%；管理方便；制冷剂可从天然气中提
模拟计算重新配制冷剂或通过冷剂重组分流量控制来解决。4.1.3工艺技术方案的比较和选择
天然气液化装置包括原料气的净化处理、
净化天然气的液化和液
化天然气储存三个过程。工艺方案的比较和选择主要是针对以上三个过程。原料气的净化处理包括原料气增压、
原料气净化两个主要工艺
过程。净化的天然气液化处理主要包括液化冷箱、制冷剂储存、自冷及循环三部分。4.1.3.1 原料气增压
液化过程的液化压力直接关系到液化温度，即关系到液化能耗。天然气压力越高其冷凝(即液化)温度越高。根据制冷原理，取得不同温度下的同样制冷量所消耗的制冷功率是不一样的，
温度越低则消耗
的制冷功率就越高。因此，提高原料气的压力，可以节省压缩原料气和制冷的总功率，但同时考虑到压力过高将会增加静设备的投资，且增加压缩机的级数。因此，确定原料气增压到4.1.3.2 原料气净化
天然气在进行液化前，应对其进行彻底净化，即除去原料气中的酸性气体、水分和杂质，如
H2S、CO2、H2O、Hg和芳香烃等，以免
5MPa。
并
它们在低温下冻结而堵塞、腐蚀设备和管道。
下表列出了天然气液化工艺要求原料气净化后净化气中最大允
许杂质含量。
表4.1-1 净化气质量要求
杂质组分H2O CO2COS 芳烃类
允许含量×10
<1 50～100 < 0.1 1～10
-6
杂质组分总硫汞H2S C
+
5
允许含量10～50 mg/m
３
< 0.01 μg/m3.5 mg/m
３
３
< 70 mg/m
３
注：H2O、CO2、COS、芳烃为体积分数。
（1）脱CO2工艺选择
天然气中含有的H2S和CO2统称为酸性气体，它们的存在会造成金属腐蚀并污染环境。此外，CO2含量过高，会降低天然气的热值。因此，必须严格控制天然气中酸性组分的含量，量的要求。
天然气脱酸气的常用方法有三种：化学吸收法、固体干燥剂吸附法、膜分离法。
化学吸收法分为醇胺法、热钾碱法、环丁砜法三种方法。醇胺法利用胺为溶剂与原料气中的酸性气发生化学反应，
可同时
以达到工艺和产品质
脱除CO2和H2S。目前主要采用一乙醇胺（MEA）和甲基二乙醇胺（MDEA）为溶剂。当原料气中只含有CO2，且CO2含量较低时（CO2含量一般在1%左右），一般选择一乙醇胺（MEA）；若原料气中CO2含量较高（CO2含量一般1-8%），或同时含有CO2、H2S时，则选用甲基二乙醇胺（MDEA）。一乙醇胺（MEA）水溶液浓度为15-18%，甲基二乙醇胺（MDEA）水溶液浓度为50%左右。
热钾碱法采用碳酸钾与甲基二乙醇胺为溶剂，
并加少量催化剂配
成吸收溶液，可同时除去CO2和H2S。热钾碱法的吸收温度较高，净化程度好，原料气中CO2含量高时用此法较为经济。
环丁砜法的吸收溶液是物理溶剂环丁砜、化学吸收剂二异丙醇胺加少量的水组成，通过物理与化学作用选择性的同时吸收原料气中的CO2和H2S，然后在常压或稍高于常压下将溶液加热再生以供循环使用。对于低温装置，经环丁砜洗涤后的天然气还要经过吸附处理，以达到低温装置对CO2和H2S的要求，该法工艺复杂，投资大。当天然气中酸性气分压较高，且
CO2比H2S浓度低时，此法较经济。
CO2，该法需要两
CO2含量
固体干燥剂吸附法是用分子筛吸附原料气中的个吸附塔切换使用，适用于
CO2含量很低的原料气，对于
很高的原料气，其设备投资和操作费用高、热量消耗大。
膜分离法适用于酸性气含量很高的原料气（料气中酸性气含量越高，经济上越有利。
综上所述，根据本项目原料气的情况，确定选用甲基二乙醇胺（MDEA）脱除CO2。
脱CO2系统特点如下：
专用活化剂配方，CO2脱除精度高；活化MDEA为吸收剂，对设备基本无腐蚀；已在多套LNG脱CO2装置中成功应用，成熟可靠。（2）脱水工艺选择
天然气中水分的存在往往会造成严重的后果：
水分与天然气在一>20%），其特点是原
定条件下形成水合物阻塞管路，影响冷却液化过程；另外，由于水分的存在也会造成不必要的动力消耗；由于天然气液化温度低，水的存在还会导致设备冻堵，故必须脱水。
天然气脱水工艺方法一般包括：低温脱水、固体干燥剂吸附和溶剂吸收三大类。冷冻分离主要用于避免天然气在温度低时出现水化物，然而它所允许达到的低温是有限的，不能满足天然气液化的要求；
溶剂吸收通常包括浓酸（一般是浓磷酸等有机酸）、甘醇（常用的是
三甘醇）等，但这些方法脱水深度较低，不能用于深冷装置；固体干燥剂脱水法常见的是硅胶法、分子筛法或这两种方法的混合使用。脱水方法比较见下表：
表4.1-2
类别冷却脱水溶剂吸收脱水固体吸附脱水
方法加压、降温、节流、制冷方式等
脱湿度低
安装面积大
其
脱水方法比较
运转维修中
主要设备冷冻机、换热器或节流设备、透平膨胀机
适用范围
大量水分的粗分离大型液化装置中，脱
醇类脱水吸收剂活性氧化铝‘硅胶、分子筛’
中中难吸收塔、换热器、泵吸附塔、换热器、转换开关、鼓风机
除原料气所含的大部
分水分
要求露点降高或小流
量的脱水
高小易
由以上比较可以看出，本项目的脱水采用固体吸附法脱水。由于分子筛具有吸附选择能力强、低水汽分压下的高吸附特性，以及同时可以进一步脱除残余酸性气体等优点。
因此，本装置采用4A分子筛
2个吸附塔或3
作为脱水吸附剂。采用分子筛吸附脱水时，可以采用
个吸附塔两种方案（分别简称两塔方案、三塔方案）。
在两塔流程中，一塔进行脱水操作，另一塔进行吸附剂的再生和冷却，然后切换操作。在三塔或多塔流程中，切换的程序有所不同，在三塔流程中，三台干燥器中两台为主吸附器，一台为辅助吸附器。吸附器吸附及再生交替进行种干燥方式比较如下：
表4.1-3
序号1
项目工艺过程
两塔工艺
塔吸附，另一塔加热-冷却再生
,再生过程分为加热和冷却两个步骤。两
干燥工艺比较
三塔等压工艺
附，另2塔分别处于加热和冷却的不同阶段
2塔PTSA或TSA，工作过程：13塔TSA，工作过程：1塔吸
序号2 3
项目工艺成熟度再生气
成熟
两塔工艺
成熟
须外供再生气，气量为天然气总量的12-18%，可增加压缩机来实现再生气循环
三塔等压工艺
无须外供再生气，再生气内部循环，可根据操作情况自由调节再生气量
吹冷过程中的吸附塔（剂）内蓄热吹至需要加热的再生塔，省能
4 热量消耗较高
5 6 7 8
再生温度吸附剂用量投资工艺适应性
250-280℃
吸附时间=加热时间+吹冷时间，故需要单塔吸附剂量大投资较低一般
200-220℃
吸附时间=加热时间=吹冷时间，故单塔吸附剂用量小多一台吸附塔，一次性投资较高独立性强
综合比较，本项目选择三塔等压工艺。（3）脱汞系统
由于汞蒸气会导致铝热交换器和管道产生严重腐蚀。量如超标就必须脱除。目前，脱汞工艺主要有两种：即美国
所以，汞含
UOP公
司的HgSIV分子筛吸附法和采用浸硫活性炭使汞与硫产生化学反应生成硫化汞并吸附在活性炭上。
本装置采用浸硫活性炭脱汞，活性炭在设计汞含量条件下每两年更换一次，也可以根据检测数据适当延长活性炭更换周期。
（4）脱苯脱重烃系统
重烃的脱除目前有两种十分成熟的工艺，一种是低温分离脱重烃工艺，另一种是采用活性炭吸附脱重烃工艺。
本装置采用活性炭吸附脱苯，低温分离脱重烃工艺，该工艺成熟可靠，已在国内多套LNG装置使用。4.1.3.3 天然气液化工艺选择
（1）液化流程简介国外的天然气液化始于
20世纪30年代，美国于1966年发布了
世界上第一个LNG的标准，即为NFPA 59A“液化天然气的生产、储存和装运标准”。
天然气的液化是将净化好的天然气变成液体状态技术在上世纪70年代就已经很成熟。
天然气常用的基本液化流程有：A 阶式制冷循环B 膨胀机制冷循环C 混合制冷剂循环
以下对这几种基本流程进行简单的介绍：A 阶式制冷循环:
阶式制冷循环是用丙烷（或丙烯）、乙烷（或乙烯）、甲烷（或氮气）等纯冷剂进行的三级冷冻，使天然气在多个温度等级的制冷剂中与相应的制冷剂换热，从而使其冷却和液化。
阶式制冷循环1939年首先应用于液化天然气产品，采用C2H4为第一、第二级制冷剂。
阶式制冷工艺操作灵活，开停车快捷，易于初期开车投产。其缺点是需要三个大型循环压缩机，以及相当数量的换热或热交换设备；流程长、设备多、控制复杂等。
B 膨胀机制冷循环
膨胀机制冷循环，是指利用高压制冷剂通过透平膨胀机绝热膨胀的克劳德循环制冷实现天然气液化的制冷循环。
气体在膨胀机中膨胀
NH3、
。这方面的工艺
降温的同时，对外做功，可用于驱动流程中的压缩机。
流程中的关键设备是透平膨胀机。
根据制冷剂的不同，可分为氮气膨胀液化流程、氮化流程。这类流程的优点是：
-甲烷膨胀液
流程简单、调节灵活、工作可靠、易起动、易操作、维护方便；如用天然气本身做制冷工质，能省去专门生产、运输、储存制冷剂的费用。缺点是：送入装置的气体必须全部深度干燥；回流压力低，换热面积大，液化率低，势必出现部分再循环，其结果引起功耗增大。
带膨胀机的液化流程操作比较简单，力较小的调峰型天然气液化装置。
C 混合冷剂制冷循环：混合冷剂制冷循环是
1960年发展起来的，克服了阶式制冷循环
投资适中，特别适合液化能
的某些缺点。它采用混合式的一种制冷剂、一台制冷剂压缩机。制冷剂是根据要液化的天然气组分而配制的，
经充分混合，内有N2、C1～
C5碳氢化合物。多组分混合制冷剂，进行逐级冷凝、蒸发、节流膨胀得到不同温度水平的制冷量，以达到逐步冷却和液化天然气的目的。
与阶式制冷循环相比，其优点是：机组少、流程简单、投资省，投资比阶式制冷循环少取和补充。
缺点是：混合冷剂操作时合理调配较为困难，
但可通过阶段性的
15～20%；管理方便；制冷剂可从天然气中提
模拟计算重新配制冷剂或通过冷剂重组分流量控制来解决。
（2）三种制冷循环工艺的比较
天然气液化装置的液化单元常用级联式液化流程和混合制冷剂液化流程。20世纪60年代，最早建设的天然气液化装置多采用级联式液化流程；20世纪70年代，多采用混合制冷剂液化流程；0年代后，新建与扩建的基本负荷型天然气液化装置，
20世纪8
几乎全部采用
丙烷预冷混合制冷剂液化流程。三种制冷循环工艺的优缺点对比见下表。
表4.1-4 三种工艺的优缺点比较
比较项目主要设备及数量冷剂种类
阶式制冷循环工艺
优点
缺点
混合冷剂循环工艺1台压缩机、3个板翅
3台以上的压缩机、9
式换热器或绕管式换
个板翅式换热器
热器
CHN4、C2H4、C3H82和C1～C5烃类①能耗最小；②换热面①机组设备少、流程积较小；简单、投资省②管理③制冷剂为纯物质，无方便；配比问题；③制冷剂的纯度要求④各制冷循环系统与不高；天然气液化系统相互④混合制冷剂组分可独立，相互影响少、操以部分或全部从天然作稳定、适应性强、技气本身提取与补充；术成熟。
①流程复杂，所需压缩
机组或设备多，初期投①单级制冷剂的循环资大；能耗比级联式液化流②附属设备多，必须有程高，生产和储存各种制冷一般高10%～20%左剂的设备，各制冷循环右；
系统不允许相互渗透，②混合制冷剂的合理管线及控制系统复杂，配比难确定；管理维修不方便；
膨胀制冷循环工艺一台压缩机，一台透平膨胀机，3个板翅式换热器
N2或天然气或N2- CH4
①机组设备少占地面积小；
②管理方便，维修费用低；
①运行成本高；
（3）三种工艺的技术经济比较将阶式制冷循环的能耗设定为
1，各种制冷循环效率比较见表
3.2-6。
3.2-5所示，各种制冷循环的特性比较见表
表4.1-5
制冷工艺阶式制冷循环混合制冷循环膨胀制冷循环
各种制冷循环效率比较
与阶式制冷的相对能耗
1 1.25 1.70
表4.1-6 各种制冷循环特性比较
指标效率复杂程度
阶式制冷
高高
混合制冷
中中
膨胀制冷
低低
换热器类型换热器面积适应性
板翅小中
板翅或绕管
中强
板翅大弱
综上所述，混合制冷工艺流程简单、设备少，能耗低，适应性强，且操作灵活、开停车方便，因此本项目液化工艺拟选用混合制冷工艺。4.1.3.4 LNG储存及装车系统
本工程的产品为LNG。LNG产品采用低温绝热储存。
LNG储罐分为常压、带压两种型式，现就两种储存方式从以下几点进行一个简单比较：
（1）常压储存比带压储存所需的制冷循环能耗高
8%左右。LNG储罐进行
（2）工作压力不同：带压罐工作压力高，常压工作压力低。（3）内罐形式不同：带压罐为子母罐，常压罐为双层罐。（4）主体材料（不锈钢）用量不同：带压罐比常压罐大的多。（5）日蒸发率略微不同：带压罐优于常压罐。
（6）自动泄放的时间间隔不同：带压罐比常压罐间隔时间长。（7）绝热材料用量不同：带压罐比常压罐用量大。（8）投资：常压罐的投资比带压罐小。（9）占地面积：常压罐比带压罐占地面积小。
常压罐适用于前期投入小，规模较大的装置。结合项目实际情况，本项目采用常压储存方式。
本工程日生产LNG约480m3，运输方式主要采用汽车槽车陆运。装车速度按50m/h，每天操作按5小时(白天)计算，选用低温泵三台（单台流量80 m/h）（两开一备），设置LNG装车位3个。产品外运均委托专业运输公司。4.1.3.5 工艺方案确定
33
综上所述，本项目采用MDEA溶液脱除酸性气体、分子筛脱
水及苯、低温分离脱重烃、浸硫活性炭脱汞的净化工艺，混合冷剂制冷工艺，常压储存工艺。4.1.4 引进技术和进口设备
本项目此种规模的储气调峰工厂，国产工艺及设备都比较成熟，且有稳定、安全运行的案例。所以本项目拟采用国产技术，无引进工艺。工艺设备除LNG低温泵外全部拟国产化LNG技术发展较晚，国产保证装置的安全、可靠的运行
。因国内
LNG泵在运行上还存在一些问题，为
LNG低温泵进口产品，可从美国
ACD、法国CRYOSTAR等国际知名品牌中选择。
4.2 工艺流程和消耗定额
4.2.1 全厂总工艺流程
本项目的工艺过程基本包括预处理（净化）
、液化、储存、装车
及辅助系统等，主要工艺流程包括天然气净化和液化工艺。
本项目的总工艺流程是:将来自（界区外）输送管线的原料气，过滤掉液体和可能存在的机械杂质，再经过计量、调压以后，经过原料气压缩机增压，然后经净化、冷凝至液化一系列工艺过程，再将液化天然气送入储罐，经泵送装车。液化前，必须脱除管道天然气中所含有的水、H2S和二氧化碳等，这些物质在液化工艺所采用的低温状态下会冻结，并堵塞设备或降低换热器的性能。4.2.2 装置的工艺流程4.2.2.1 原料气净化
（1）原料气过滤分离及调压计量单元由界区外导入的原料气进入原料气
气液分离器V-101分离原料
气中夹带的游离液体和机械杂质。从原料气气液分离器V-101顶部来
的原料气经流量计进行流量计量，之后进入原料气压缩机C-101，经原料气压缩机增压到
5.0 MPa，增压后的天然气经原料气压缩机
冷却
器E-101冷却到40℃后进入原料气压缩机出口分离器液分离，从压缩机出口分离器出来的天然气
V-102进行气
再经原料气压缩机出口过
从气液分离
滤器F-101进一步分离天然气中夹带的液体及机械杂质。
器V-102分离出的液体减压后进入到废水罐，闪蒸出的气体进入火炬系统，废液经净化处理达到国家废水排放标准后外排。
（2）原料气CO2脱除系统从原料气压缩机出口过滤器
F-101顶部来的天然气进入脱
CO2
系统，从吸收塔T-101的下部进入，自下而上通过吸收塔，与从吸收塔上部喷淋下来的活化MDEA贫胺溶液逆流接触，进行了完全的传热传质后，天然气中的
CO2被吸收，脱除了CO2后的原料气从吸收
器E-103，然后在吸收塔顶气液分离
塔顶部引出后进入吸收塔顶冷却
器V-104进行气液分离，分离后的气体再通过吸收塔顶过滤器F-102分离游离水及机械杂质后送入天然气脱水单元，含量超标则通过回流阀回流到原料气压缩机前，整系统的压力。从塔顶气液分离器
如天然气中的CO2并且可以通过该阀调
V-104、吸收塔顶过滤器F-102分
离出的液体被回流到富氨闪蒸罐V-105。
活化MDEA溶液在吸收塔T-101吸收CO2后称为富胺溶液，富胺溶液从吸收塔底部离开吸收塔，吸收塔液位由
液位调节阀自动控
制。原料气进出吸收塔T-101管线设压差测量，压差传感器可实时监测原料气进出吸收塔的压差变化，压差值达到设定值报警，提醒操作人员吸收塔MDEA溶液可能发生发泡现象，应及时添加消泡剂，尽早消除发泡现象。
从吸收塔底部来的富胺溶液进入富胺闪蒸罐
V-105，将溶解在富
胺溶液中的气体闪蒸出来，闪蒸压力由压力调节阀控制。闪蒸后的富胺溶液经富胺过滤器
F-104过滤掉机械杂质后进入贫富液换热器
99℃后，节流到0.13MPa，然后
E-104，与贫胺溶液进行换热升温至
从再生塔上部进入再生塔T-102，富胺闪蒸罐液位由液位调节阀控制。
从再生塔T-102上部进入的富胺溶液，自上而下经过再生塔填料层，与自下而上的MDEA汽提蒸汽逆流充分接触并进行传热传质，富胺溶液中的二氧化碳气体从富胺溶液中解析出来后，贫胺溶液。
解析出来的富含二氧化碳和蒸汽的气体，从再生塔顶部离开再生塔，经再生塔顶冷却器
E-107冷却至40℃，经再生塔顶气液分离器
此时溶液称为
V-106进行气液分离后，酸性气体高点放空，冷凝液经回流泵P-102送入再生塔继续再生。再生塔压力由压力调节阀自动控制，重沸器E-105液位自动控制，V-106液位由液位调节阀自动控制。
从导热油单元来的160℃低温导热油在再生塔底重沸器E-105将再生塔T-102底部胺液加热到122.78℃重沸，用以提供MDEA再生所需热量。
贫胺溶液从重沸器E-105的底部引出，经贫富液换热器E-104回收热量，温度由122.78℃下降到77.79℃左右，进入贫胺缓冲罐V-107。贫胺缓冲罐V-107中的贫胺溶液经贫胺泵
P-101增压到5.5MPa后送
90%的贫
入贫胺冷却器E-106,冷却至48℃，然后分成两路，一路约胺溶液部分进入吸收塔
T-101吸收原料气中的酸性气体；另一路约
F-103在线过滤。进入吸收塔的
10%的贫胺溶液，分流至贫胺过滤器
贫胺溶液温度由温度调节阀自动控制，进入吸收塔贫液流量由流量调节阀自动控制。
操作不当、系统太脏、过滤分离不达标或原料气组分变化可能导
致MDEA发泡，为防止MDEA发泡，本工艺系统设置消泡装置，包括消泡剂罐V-108及消泡剂泵P-103，在MDEA发生发泡现象时消泡剂可通过P-103注入到再生塔T-102或贫液泵P-101前，可快速有效消除发泡现象。
空气中的氧可以氧化
MDEA溶液，使MDEA失效，所以在脱碳
V-106、贫胺缓冲罐V-107、溶液
单元低压系统再生塔顶气液分离器
储槽V-109及废胺储槽V-110都设有氮封，以防止当以上容器压力降低时空气进入胺系统。
（3）原料气脱水单元
系统由三台吸附器R-201A/B/C、一台再生气加热器E-201、一台再生气冷却器E-202、一台再生气盐水冷却器分离器V-201组成。
三台干燥器中两台为主吸附器R-201C。吸附器吸附及再生交替进行步骤。
等压吸附系统的工艺过程如下（以塔
R-201A为例）：R-201A/B,一台为辅助吸附器,再生过程分为加热和冷却两个
E-203、一台再生气液
从脱CO2系统过滤器F-102来的天然气，经流量调节阀将其分成两路。其中主路（约
85%）经流量控制阀减压至
4.87MPa直接去脱
F-201进F-202
水塔R-201A进行净化，脱水后的干气经分子筛粉尘过滤器入脱汞塔R-202脱汞，脱汞后的原料气经活性炭粉尘过滤器
过滤后去液化系统；另一路部分气体（约15%）作为再生气，对R-201B进行再生，最后再生气经过再生循环后，仍然进入脱水塔
R-201A。
脱水塔R-201B的再生过程包括加热和吹冷两个过程：A R-201B的加热过程：再生气先经程控阀后进入脱水塔
R-201C进行预吸附，同时也是
对R-201C冷吹，然后经加热器E-201升温至220℃后经程控阀从塔顶进入吸附塔R-201B，对R-201B进行加热再生、将吸附剂中吸附的水及苯（含部分重烃）加热解吸出来，再生气经程控阀进入再生气冷却器E-202、再生气盐水冷却器E-203冷却到20℃后，进入再生气液分离器V-201进行气液分离，分离出其中的水分、部分苯及重烃，分离后的液体到废水罐
V-304，分离后的气体与主路气体汇合经
R-201A进行吸附。当再生加热过程
程控阀去处于吸附状态的脱水塔
中出塔气体温度达到200℃时后停止加热。
B R-201B的冷却过程：冷却气经程控阀从塔底进脱水塔
R-201B，对其进行冷却，冷却
气从塔顶经程控阀流出，再经加热器E-201加热到220℃后去脱水塔R-201C，对预脱水塔R-201C进行加热再生，高温冷却气经程控阀再生气冷却器E-202、再生气盐水冷却器E-203冷却到20℃后，进入再生气液分离器V-201进行气液分离，分离出其中的水分、部分苯及重烃，分离后的液体到废水罐去处于吸附状态的脱水塔
V-304，分离后的气体与主路气体汇合
R-201A进行吸附。
该过程也是对R-201C进行加热的过程。当吸附塔B完成再生后，切换到吸附塔再生，如此循环。整个吸附过程的实施由
A，即B塔吸附，A塔
12台程控阀按程序自动切
换完成，操作人员可以调整程序时间来控制吸附过程。
（4）脱汞和粉尘过滤单元
干燥脱水后的天然气经分子筛粉尘过滤器
F-201后从塔顶进入脱
汞塔R-202，在专用脱汞剂的作用下，将出塔气体中的汞脱除至小于，再经活性炭粉尘过滤器F-202除尘后，净化天然气送至冷0.01μg/m箱。
3
脱汞塔中的浸硫活性炭在设计汞含量条件下每2年更换一次，也
可以根据汞分析仪的检测数据适当延长活性炭更换周期。4.2.2.2 净化气液化
经过净化的天然气进入原料气闪蒸气换热器
E-404和来自罐区
的BOG换热，原料气的温度降到31.32℃，然后从冷箱顶部进入冷剂换热器E-401。该换热器为铝质钎焊换热器，位于冷箱内部。冷箱中填充珠光砂以保冷，换热器垂直安装，气体从顶部进入，在流向底部的过程中冷却。低温液体只有在冷剂换热器的底部才会出现
，如果遇
到暂时停产，液体由于重力作用流到冷箱底部，不会流入制冷工艺设计的非低温区域。
流经换热器E-401的天然气先预冷到-50℃，然后出冷箱进入气液分离器V-401分离出天然气中C5及以上重烃组分（天然气的预冷温度可以由温度调节阀自动调节），脱除重烃后的天然气再次进箱继续冷却、液化和过冷到-162℃，再经流量调节阀
入冷
节流降压到
20KPa后得到-163℃的LNG产品，同时产生部分闪蒸气，闪蒸出的这部分BOG和LNG储罐的BOG及装车产生的BOG一起进入E-404与净化后的天然气换热回收冷量，被加热到5℃的BOG进入BOG压缩机。
从重烃分离器V-401分离的低温重烃进入E-405和从V-403来的中压液体冷剂换热，后进入重烃分液罐V-601，气相与增压后的部分再生气汇合。
重烃分液罐V-601分离出的液体（重烃）装槽车外运。4.2.2.3 冷剂循环及压缩
混合制冷系统采用闭式循环制冷工艺，冷剂经过压缩、冷却、冷凝、节流气化，然后给天然气液化及自身提供冷量。制冷剂由
氮气、
甲烷、乙烯、丙烷和异戊烷等组成。
从换热器E-401顶部出来的低压冷剂首先进入压缩机入口分液罐V-402进行气液分离,以防止液体进入冷剂压缩机损坏设备。顶部出来的气体进入冷剂压缩机
C-401的一级入口，压缩到1.65MPa，分
，压缩后的冷
出一小部分高温气体用于液态冷剂的加热（需要时用）
剂气体经水冷器E-402冷到40℃，然后进入冷剂压缩机机间分液罐V-403进行气液分离，气体进入压缩机二级入口，液体先进入中压重烃换热器E-405与重烃分离罐V-401来的重烃换热，后进入冷剂换热器E-401冷却。
来自冷剂压缩机级间分液罐
V-403的级间冷剂气相在C-401的二
级被压缩到4.13MPa，经水冷器E-403冷到40℃，然后进入压缩机出口分液罐E-401。
来自冷剂压缩机出口分液罐
V-404的高压冷剂气相自上而下进
-162℃
V-404进行气液分离，气体、液体分别进入冷剂换热器
入冷剂换热器E-401，在冷剂换热器内经预冷、液化、过冷到从冷箱底部出来。然后经过
J-T阀节流降压到0.25MPa。由于压力的
降低，温度随之降到-168.53℃，并且有部分冷剂气化。然后低压低温冷剂又由下部重新流入冷剂换热器
E-401，向上流动给天然气、高压
冷剂、中压冷剂提供冷量。最后温度升为26.49℃从换热器顶部出来，压力为0.195MPa。
来自冷剂压缩机级间分液罐
V-403的中压液体冷剂经中压重烃
E-401被冷却到-30℃出冷
换热器E-405后自上而下进入冷剂换热器
箱，然后经过J-T阀节流降压到0.21MPa，温度降到-32.7℃，并且有部分冷剂气化。节流后的低压低温冷剂重新流入
E-401，与来自换热
器底部的低压冷剂混合后，向上流动给原料气、高压冷剂、中压冷剂
高温段提供冷量。
来自V-404的高压冷剂液体自上而下进入换热器-70℃出冷箱，然后经过
J-T阀节流降压到
E-401被冷却到
0.23MPa，温度降到
E-401，
-74.38℃，并且有部分冷剂气化。节流后的低压冷剂重新流入
与来自换热器底部的低压冷剂混合后，向上流动给原料气、高压冷剂、中压冷剂中高温段提供冷量。
从换热器出来的低压冷剂一般在露点以上，
因此不存在液体。当
出现故障或开工出现液体时，冷剂吸入罐V-402用来保护压缩机，液体不排放，用压缩机出口来的小流量热气加热气化，进入循环系统，这样能够防止在不正常情况下冷剂的损失。4.2.2.4 冷剂的补充和充装
冷剂补充有三个来源。氮气由工厂的液氮系统补充；净化后的原料气作为甲烷的补充，其它的冷剂组分由现场的冷剂储罐补充。
所有的冷剂组分通过冷剂吸入罐
V-402的入口管线进行补充。冷
剂中的重组分（如乙烯、丙烷和异戊烷）与来自压缩机一级出口的热气混合、气化后直接进入冷剂吸入罐
V-402入口。
乙烯由乙烯储罐V-502先经空温式乙烯气化器AH-501气化后进入冷剂补充管线。
冷剂储罐V-501可向系统补充冷剂维持循环，也可储存系统中多余的冷剂。
当液化单元停车后，冷剂温度缓慢升高，容易挥发的组分气化使系统压力升高，这种升温增压过程可能持续一个星期使系统达到稳定。一般情况下冷剂的存储不需要泄压，因为循环过程中设备和管道的设计压力足以承受冷剂的压力。但是压力升的过高可能造成压缩机启动困难，如有必要可通过阀门从压缩机入口泄压以降低系统的压
力，而不需要将所有的冷剂排掉。4.2.2.5LNG储运系统
由液化冷箱出来的液化天然气，通过低温管道送至槽。进入贮槽的进液管采用环型喷淋装置，
LNG常压贮
以保证在首次进液时内罐
均匀冷却，避免局部温差应力较大。贮槽内的液化天然气通过离心泵提供动力，输送到装车臂装车。
装车区设置3个装车位，每个装车位同时设置气相接头和液相接头，在槽车内充入LNG液体时，气相的天然气通过气相管道返回储罐，达到储罐和槽车压力平衡。
LNG运输采用汽车槽车运输方式。本工程的产品：储存压力：15kPa。
本项目LNG日产量约480m3，储存按10天左右考虑，一期拟选用1座有效容积为5000m3的常压罐，二期再增加一台。
LNG产品外运均委托专业运输公司，运输方式主要采用汽车槽车陆运。每天装车操作按
5 个小时（白天）计算，配置
80m/h外置
3
LNG。LNG储存温度：-163℃（计算值），LNG
式低温离心泵3台（两开一备），LNG装车位3个。4.2.2.6 安全泄放系统
本项目装置超压状态下的气体排放通过全厂放散塔集中排放，大排放量按事故状态下原料气全量排放，最大小时排放量为
最
1.25万
方，正常情况下只有微量放空。各排放管道的排放气通过放空总管进入放散塔前分离器，分离出携带的液相，然后进入放散塔统一排放。4.2.3 全厂物料平衡
产品LNG
装置
原料气释放气
燃料气（BOG）
表4.2-1 物料平衡表
物料序号
1 2 3 4
物料名称原料气液化天然气（LNG）释放气（含脱出的杂质）
燃料气（BOG）
流量（万Sm/d）
30 29.1 0.67 0.23
3
4.2.4 原材料、辅助材料和燃料、动力消耗
（1）原材料
本项目原材料为管输原料天然气。项目一期消耗原料气为（2）辅助材料消耗
30×10Sm/d，二期30×10Sm/d。
4
3
4
3
表4.2-2
序
号1 2 3 4 5 6 7
项
目
化学品、催化剂和辅助材料消耗表
规格
初次需要量
8t 1m1m
333
备注三年一换三年一换三年一换年补充3t 年补充500 kg 年补充1m3 三年一换
分子筛干燥剂活性炭吸收剂
瓷球MDEA 活化剂导热油脱苯活性炭
UOP 4A 工业级工业级工业级工业级工业级工业级
15m2m
33
18m
2.6t
8 9 10 11
脱汞浸硫活性炭
乙烯丙烷异戊烷
工业级≥97% ≥97% ≥97%
1.5t 30m30m50m
333
三年一换循环，每天补充35kg 循环，每天补充35kg 循环，每天补充35kg
（3）生产装置燃料气消耗
表4.2-3
序号1
名称
燃料气（导热油系统）注：最大小时用量
3
生产装置燃料气消耗表
单位Sm/h
3
消耗量206
备注101.325kPa 20℃
206 Sm，每年用4000h，每天用12h。
（4）生产装置公用物料及能量消耗
表4.2-4
序号1 2 3 4 5 6 7 8
名称仪表风电PSA所制氮气
液氮液氮循环水新鲜水脱盐水
生产装置公用物料及能量消耗表
单位m/h kW m/h m
3333333
消耗量200 5763.4 150 10 150 1500 22.5 1.5
备注101.325kPa 0℃
轴功率101.325kPa 0℃首次开车置换用正常开车补充
循环量循环水补水消耗量
m/h m/h m/h m/h
4.3 主要设备的选择
4.3.1 设备选择原则
LNG为国内新兴产品，对工艺设备的选择应遵循如下原则：（1）根据国内相关标准，并参照美国标准选择。
NFPA59A进行设备的
（2）在满足工艺要求的条件下，尽量选用国内技术先进、安全可靠的设备。
（3）对于关键设备，国内技术尚不成熟的，考虑进口设备。4.3.2主要关键设备方案比较和选用4.3.2.1 压缩机选择
压缩机的种类主要有往复式压缩机、离心式压缩机和螺杆式压缩机。
往复式压缩机具有排出压力稳定、适应压力范围较宽、流量调节范围较大、热效率高，压比较高(单级压比最高可达4～5)，适应性强等优点，但其外形尺寸庞大，笨重，排量较小，气流有脉动且噪声大等。往复式压缩机主要适应于小排量，高压或超高压条件。
离心式压缩机的优点有：结构紧凑，尺寸小，重量轻；排气均匀、连续、无周期性脉动；转速高，排量大(可达到1500×104～4250×104m3/ d)；工作平稳，振动小；使用期限长、可靠，损件少；可以直接与驱动机联运便于调节流量和节能，易实现自控等。其缺点为：压比较低；热效率较低；流量过小时会产生喘振。离心式压缩机则适用于大流量，中低压条件。
螺杆压缩机的优点：结构简单，体积小、易损件少、振动小、容积效率高，寿命长，维护管理简单，由于采用喷油
(喷水) 冷却，接
排气温度一
近于等温压缩，即使在高压缩比时也可以使用单级压缩，
般不超过90℃。螺杆压缩机平衡性能好，对基础要求简单。螺杆压缩机的缺点是润滑油系统比较复杂，庞大，油耗量较多；噪声较大，转子加工精度及要求高，一般来说其电耗也较大。而螺杆压缩机适用于入口天然气带液、中低压力及中小排气量，常在制冷过程中使用。
根据本项目的工况特点，冷剂压缩机拟选用离心式压缩机，原料
气压缩机均拟选用往复式压缩机。4.3.2.2 冷箱
冷箱内的换热器分为板翅式换热器和缠绕式换热器两种。
表4.3-1
名
称
两种深冷换热器的优缺点
主要缺点
1）可以通过并联达到生产，但因此需要增加管线、阀门和仪表数量
2）容易堵塞，不耐腐蚀，清洗检修很困难，故只能用于换热介质干净、无腐蚀、不易结垢、不易沉积、不易堵塞的场合。
3）制造工艺要求严格，工艺过程复杂。
主要优点
1）非专业技术，有很多供应商2）传热效率高
3）设计紧凑，对空间要求低
4）轻巧，可以减少运输费用和基础费用
5）单位体积面积大，从而减小了压降并节约了再压缩能耗
6）冷箱总成模块化，减少了建造时间，并能较理想地适合任何规模的液化厂7）压降小
1）可建造成很大尺寸，避免因多
套设备增加管线
2）只需要一个制冷剂主入口，从
而减少了潜在的各相分配问题
3）适合温度跨度大（100℃）
板翅式换热器
绕管式换热器
1）只有两家厂商供货的专有技
术，导致竞争减弱
2）由于体积过大，导致运输至现
场十分困难
3）由于规模巨大且供货商少，导
致开支增大和到货时间拉长4）管部和壳部均存在潜在的压
降大
结论综合比较，选择板翅式换热器。
4.3.2.3泵
装车泵：选用进口卧式低温装车泵。4.3.2.4 LNG储罐
本项目LNG日产量约480m，储存按10天左右考虑，一期、二期分别选取有效容积为
5000m3LNG储罐1台。LNG储罐设置自增压
3
系统、天然气补气装置和BOG加热器等辅助设备，以满足工艺需要。
表4.3-2
技术参数表
技术参数名称工作压力（KPa）设计压力（KPa）气密性试验压力（KPa）有效容积（m）储存介质直径（mm）高度（mm）主体材质材料厚度（mm）设计风速（m/s）设计温度（℃）蒸发率
内罐射线探伤比例腐蚀裕量
3
内罐20 25 20 5000 LNG Φ20000 18930 0Cr18Ni9 16/8/6/8/10
/ －196~+38 0.1%d（保证值）100%RT Ⅱ级
0
外罐0.5 1.0 1.5 / 珠光砂＋N2Φ23000 21630 Q345R 6/8 30 －40~+50 环境温度20 度100%渗漏1.0
备注
充满率0.9
不含设备基础高
度
4.3.3 主要设备表
表4.3-3主要设备一览表
序号一
设备名称
原料气调压计量系统原料气调压计量系统原料气气液分离罐原料气压缩机压缩机后冷却器压缩机后出口分离器原料气压缩机出口过滤器凝液收集罐二
原料气脱酸气系统吸收塔再生塔贫胺过滤器吸收塔顶冷却器
Q345R 材
质：06Cr19Ni10 Q345R Q345R Q345R Q345R Q345R
规格
数量(台、套) 1套1 1 2 2 2 1 1 1套1 1 1 1
一用一备
备注
Q345R Q345R
序号
设备名称
吸收塔顶气液分离器吸收塔顶过滤器富胺闪蒸罐富胺过滤器贫胺冷却器贫富液换热器贫液泵废胺过滤器消泡剂泵再生塔底重沸器消泡剂罐再生塔顶冷却器回流泵贫胺缓冲罐废液泵废胺储槽
再生塔顶气液分离器溶液泵溶液储槽
Q345RQ345RQ345R材
规格
数量(台、套) 1 1 1 2 1 2 2 1 2 1 1 1 2 1 1 1 1 1 1 1套
备注
质：06Cr19Ni10
Q345R材
质：06Cr19Ni10
额定流量：45m /h @ 560
m
材质：06Cr19Ni10 额定流量：0.2m /h @ 60m
材质：06Cr19Ni10 材质：06Cr19Ni10 材
质
：06Cr19Ni10
额定流量：1.0m /h @ 60m
材质：Q-345R 额定流量：3.0m /h @ 60m
材质：Q235-B 材
质：06Cr19Ni10 额定流量：5.0m /h @ 60m
材质：Q235-B 材材
质：Q345R 质：Q345R
三原料气脱水系统脱水塔
分子筛粉尘过滤器再生气加热器再生气冷却器再生气液分离器再生气盐水冷却器
3 2 1 1 1 1 1套
材质：20(管) Q345R（壳）
材质：20(管) Q345R（壳）
材质：Q345R 材质（壳）
：20(管) Q345R
四脱汞系统
序号
脱汞塔
设备名称
材材
规格质：Q345R 质：Q345R
数量(台、套) 1 2 1套1
备注
活性炭粉尘过滤器五
循环冷剂压缩系统冷剂压缩机（离心式）冷剂吸入罐
冷剂压缩机段间冷却器冷剂压缩机段间分液罐冷剂压缩机出口冷却器冷剂压缩机出口分液罐六
冷剂储存系统乙烯储罐空温式乙烯汽化器混合冷剂储罐丙烷储罐丙烷卸车泵异戊烷储罐异戊烷卸车泵异戊烷分子筛干燥器丙烷分子筛干燥器七
液化系统
冷剂换热器（冷箱）原料气闪蒸气换热器重烃换热器重烃分离器重烃储罐八
LNG储运装车系统LNG常压罐LNG装车泵
材质：主体Q345R 材质：20(管) Q345R
（壳）
材质：主体Q345R 材质：20(管) 16MnR（壳）
材质：主体Q345R
1 2 1 1 2 1套
材质：内容器
06Cr19Ni10 外容器Q345R 材质：Al
材质：主体Q345R 材质：主体Q345R 额定流量：7 m /h @ 40m 材质：主体Q345R 额定流量：7m /h @ 40 m 材质：Q235-B
1 1 1 1 1 1 1 1 1 1套
额定热负荷：4.722 × 10 MJ/h
材质：Q345R 16MnllI (管)Q345R 16MnllI (壳) 材质：06Cr19Ni10 材质：主体Q345R
3
1 1 1 1 1 1套
5000m
1 3
二期增加1台进口
80m3/h
序号九
设备名称
LNG装车臂BOG系统BOG压缩机
BOG压缩机一级出口冷却器
BOG压缩机二级出口冷却器
规格
数量(台、套) 3
备注二期增加2套
2
材质：Q345R 16MnllI
(管)Q345R 16MnllI (壳) 材质：Q345R 16MnllI (管)Q345R 16MnllI (壳) 150m3/h 150m3/h
1 1 1套1 1
十氮气系统PSA制氮系统液氮气化系统
十
一
生产供热系统导热油炉导热油炉配套设备
1套1套
200m3/h
1套1套
十
二十三
仪表空气系统集中放散系统
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