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1、1. 工艺流程 珠海终端天然气处理装置包括主工艺系统和辅助工艺系统。由海管登陆的天然气首先进入天然气进站预处理单元，分离出气相和凝液，凝液进入凝析油稳定单元，生产稳定凝析油；气相进入天然气脱水单元，脱水的天然气进入两套并联的天然气制冷单元、天然气分馏单元，生产干气、丙烷、丁烷、稳定轻烃，干气增压计量后与下游用户实现交接，液态产品进罐储存，装船或装车外销。 辅助工艺系统为装置提供燃气、热介质、仪表风等公用介质，保证装置正常生产，同时处理装置的气体或液体排放。 1) 主体工艺 天然气制冷及分馏单元各为二套装置，并联运行，其它单元为一套装置。 1）天然气进站预处理单元 海底管线来气
2、7.1～9.3MPa，16～30℃），通过收球筒（PR-1101）的旁通，经稳压阀稳压至7.1MPa后，进入段塞流捕集器(PK-1102)，段塞流捕集器为支状结构，考虑便于维护采用两具1650m3的结构形式。分出的气相经生产分离器（V-1104），进入天然气脱水单元的过滤分离器(FT-1301A/B)，段塞流捕集器和生产分离器分出的凝液去凝析油稳定单元。为了保证终端事故状态、全厂生产关断情况下，向下游继续供气，在生产分离器气出口设置越站流程。另外，段塞流捕集器和生产分离器分出的凝液在清管工况或凝析油稳定单元事故状态下可进入凝析油分离器（V-1105），分出的气相放空，分出液相进入丙烷储罐（T
3、K-2201A/B）暂时储存。 由于初设中2006年、2007年海管凝液量大于3300m3，而段塞流捕集器的容积选择为3300m3，不能在清管时作为储罐完全储存凝液，考虑如果在2006年、2007年出现清管工况，在段塞流捕集器液相出口和两具丙烷储罐预留了10”接头。 2）凝析油稳定单元 从段塞流捕集器（PK-1102）、生产分离器（V-1104）及过滤分离器（FT-1301）来的凝液，经凝液加热器（E-1103）加热后，节流至3.2MPa，进入凝析油稳定单元的闪蒸分离器（V-1201）。在闪蒸分离器（V-1201）中，进行油气水分离。分出的污水进入闭式排放罐；分出的凝液在不同的年份有二种
4、流程，2006～2013年凝液进入凝析油脱乙烷塔（T-1202）, 2014年及以后年份由于只有番禺30-1气田来气，气组分较贫，闪蒸分离器凝液直接进入凝析油稳定塔（T-1205）生产稳定凝析油，即凝析油稳定单元的凝析油脱乙烷塔及配套设施只在2006～2013年运行。 闪蒸分离器分出的天然气进入干气增压机前冷器（AC-2101）出口，与膨胀压缩机来干气混合后增压外输。凝析油脱乙烷塔操作压力为1.85MPa（2006年）、1.45MPa（2007～2013年），分出的气相去作燃料气，液相在不同的年份有三种流程，由于惠州21-1气田来液无凝析油， 2006年凝液进入天然气分馏单元脱丙烷塔（T-A/
5、B1501）生产丙、丁烷及稳定轻烃，即凝析油稳定单元的凝析油稳定塔及配套设施只在2007年及以后年份运行。 2007～2013年凝液进入凝析油稳定塔进料加热器（E-1204），与凝析油稳定塔底凝析油换热后，进入凝析油稳定塔（T-1205），塔顶气相经冷凝提压后，一部分作为凝析油稳定塔的回流液，另一部分进入天然气分馏单元脱丙烷塔（T-A/B1501）生产丙、丁烷及稳定轻烃。塔底液相与凝析油脱乙烷塔来凝液换热冷却后，再经凝析油冷却器冷却到45℃进凝析油储罐（TK-2601A/B）储存，2014年及以后年份凝析油脱乙烷塔不运行，闪蒸分离器来凝液经凝析油稳定塔进料加热器与凝析油稳定塔底凝析油换热后，进
6、入凝析油稳定塔（T-1205），塔顶气相经冷凝提压后，全部作为凝析油稳定塔的回流液，不凝气去作燃料气。塔底液相与凝析油脱乙烷塔来凝液换热冷却后，再经凝析油冷却器冷却到45℃进凝析油储罐（TK-2601A/B）储存。 3）天然气脱水单元 天然气预处理单元来天然气进入过滤分离器（FT-1301A/B），进一步除去夹带凝液，过滤分离器采用二级结构，采用进口滤芯过滤，采用快开盲板的形式，便于检修维护。凝液进入凝析油稳定单元的凝液加热器，天然气进入分子筛干燥器（V-1302A/B），干燥后的天然气经天然气过滤器（FT-1303A/B）过滤，过滤掉天然气夹带的分子筛粉末，进入两套并联的天然气制冷单元。
7、 分子筛干燥器采用两塔流程，装填球形4A分子筛，当其中1塔进行吸附时，另外1塔进行再生和冷却操作，操作周期为16h。再生气和冷却气为脱水后天然气。再生时从天然气过滤器出口引出一支，经再生气压缩机（C-1307A/B）增压，再生时再生气经再生气换热器（E-1308）、再生气加热器（E-1306）加热到260℃，进分子筛干燥器，对其再生，将分子筛吸附的水分带出，含水的再生气经再生气换热器、再生气冷却器（E-1304）冷却至45℃，由再生气分水罐（V-1305）分出游离水，分水后的天然气返至过滤分离器的入口。冷吹时冷吹气直接进分子筛干燥器，降低床层温度，经再生气换热器后再通过再生气冷却器（E-13
8、04）冷却至45℃，返至过滤分离器的入口。其中吸附周期16h，再生时间8h，冷吹时间7.5h，备用时间0.5h。 4）天然气制冷单元 由于终端各年进站组分不同，所以装置的操作参数也不相同，为便于说明，以2010年第一套装置操作参数进行流程描述，其余年份参看原理流程及物料平衡图及物料平衡表。 脱水后的天然气经冷箱Ⅰ（E-A1401）进一步冷却至-30℃，进入低温分离器(V-A1402)，低温分离器的气相进膨胀增压机组（TE-A1403）的膨胀端，膨胀至2.45MPa，-73℃，然后进入重接触塔（T-A1404）底部；分出的液相节流降温至2.68MPa、-53℃，再经冷箱Ⅰ复热至10℃进入脱
9、乙烷塔（T-A1410）的中部。 重接触塔有两股进料。塔顶是经冷箱Ⅱ（E-A1406）冷却的脱乙烷塔顶回流罐（V-A1408）气相；塔底进料为膨胀/压缩机组膨胀端出口低温天然气。重接触塔顶气(-74℃,2.35MPa)，经冷箱Ⅱ与脱乙烷塔顶回流罐来气相换热，加热至-51℃，进入冷箱Ⅰ复热至28℃后进入膨胀压缩机增压端，提压至3.1MPa，温度升为56℃，进干气外输增压单元。重接触塔底部液相（-75℃,2.4MPa）经重接触塔底增压泵(P-A1405A/B)提压后，与脱乙烷塔顶气在冷箱Ⅲ（E- A1407）中换热，温度换至-35℃再返回冷箱Ⅰ进一步被加热至-15℃后，进入脱乙烷塔上部。 脱乙
10、烷塔顶气（-29℃，2.5MPa），在冷箱Ⅲ中与重接触塔底增压泵来重接触塔底凝液换热，温度降为-41℃，部分冷凝，进脱乙烷塔顶回流罐，凝液经脱乙烷塔顶回流泵（P-1409A/B）增压，作为脱乙烷塔顶回流液。脱乙烷塔顶回流罐分出的气相，在冷箱Ⅱ中与重接触塔顶气相换热至-61℃，进入重接触塔的上部。脱乙烷塔底液相（93℃，2.6MPa）进入天然气分馏单元。 5）天然气分馏单元 由于终端各年进站组分不同，所以装置的操作参数也不相同，为便于说明，以2010年第一套分馏装置操作参数进行流程描述，其余年份参看原理流程及物料平衡图及物料平衡表。 脱乙烷塔底来凝液 (93℃, 2.6MPa )及凝析油稳
11、定单元来凝液汇合后，作为脱丙烷塔（T-A1501）的进料，脱丙烷塔为全塔，塔顶操作压力为1.65MPa,塔底温度为119℃，脱丙烷塔顶气相经冷凝提压后，一部分作为脱丙烷塔顶回流液，另一部分作为丙烷产品进丙烷储罐（TK-2201A/B/C/D）储存，脱丙烷塔底部液相（119℃, 1.75MPa）作为脱丁烷塔（T-A1506）的进料，脱丁烷塔为全塔，塔顶操作压力为0.55MPa,塔底温度为112℃，脱丁烷塔顶气相经冷凝提压后，一部分作为脱丁烷塔顶回流液，另一部分作为丁烷产品进丁烷储罐（TK-2301A/B），脱丁烷塔底部生产1号稳定轻烃，稳定轻烃经轻烃冷却器（E-A1508）冷却至45℃，进稳定轻
12、烃储罐（TK-2501A/B）储存。 2) 产品储运 1）干气外输增压单元 两套天然气制冷装置生产的干气汇合在一起，经干气增压机入口冷却器（AC-2101）冷却至45℃，再与凝析油稳定单元来闪蒸气汇合，进入干气增压机（C-2102A/B），（两台干气增压机互为备用），压力提升到4.2～7.4MPa，再通过干气增压机出口冷却器（AC-2103A/B），冷却至50℃后，计量，输至下游管道的输气首站。为提高产品收率，2006年外输气通过干气增压机提升压力输至天然气脱水单元循环处理。 2）液烃储运系统 珠海终端储运系统主要包括丙烷储运单元、丁烷储运单元、液化石油气储运单元、稳定轻烃储运单元、
13、稳定凝析油储运单元的储存和运输。 储罐设置见表4.2.1。 表4.2.1 储罐配置一览表 序号 储 罐 名 称 单 罐 容 积 储 罐 数 量 储 存 天 数 储 罐 形 式 备注 1 丙 烷 2500m3 4 14.9 球 罐 其中2具可作为液化石油气或凝液储罐 2 丁 烷 2500m3 2 14.2 球 罐 3 稳定轻烃 1500m3 2 13.1 球 罐 4 稳定凝析油 1500m3 2 24.5 浮顶罐 3) 辅助系统 1）燃料气系统 天然气处理装置燃料气共有五个来源：生产分离器
14、V-1104）来原料气、膨胀压缩机（TE-A/B1403）增压端入口来干气、凝析油脱乙烷塔（T-1202）塔顶气（2006年～2013年）、凝析油稳定塔顶回流罐（（T-1205）分出的气相（2014年及以后年份）、膨胀压缩机（TE-A/B1403）来低压密封气。开工时利用进站原料气作燃料气；正常生产时利用外输干气作燃料气。正常生产时流程如下：膨胀压缩机（TE-A/B2101）增压端入口来干气进高压燃料气分离器（V-3101）分出游离水和杂质，分出的气相（2.29MPa）一路经计量后供给干气增压机用户，另一路经调压后与凝析油脱乙烷塔顶气、凝析油稳定塔顶回流罐来气、膨胀压缩机来低压密封气汇合后，
15、进低压燃料气分离器（V-3102）分出游离水和杂质，分出的气相（0.5MPa）分配给热媒加热炉、火炬点火盘及食堂等用户。 2）排污系统 各设备所排放的污水均密闭进入含油污水管线,经汇集后进闭式排放罐（V-3301）处理，闭式排放罐操作压力为常压，液相经污油泵增压去污水处理系统或去稳定凝析油储罐沉降脱水处理。 3）甲醇注入系统 甲醇注入系统是为防止原料气在低温状态下冻堵管线。主要注入点为：冷箱Ⅰ前、低温分离器气相出口、越站外输调节阀前、高低压燃料气调节阀前。甲醇注入系统流程设甲醇储罐1具，甲醇泵2台。 4）仪表风系统 空气经螺杆压缩机压缩至0.8MPa，进空气冷却器冷却后，经工厂风储
16、罐缓冲后，进入高效除油器除油过滤，通过干燥橇、粉尘过滤器，可得到气质合格的仪表风。空气压缩机自带控制盘，对压缩机启停进行逻辑控制，确保压缩机提供连续、稳定的压缩空气。 天然气处理装置仪表风系统主要为装置内仪表、阀门及制氮装置提供气源，空压机排量为15m3/min。 5）放空系统 放空管线为工艺设备安全阀放空、压缩机安全阀等设备放空，属带压放空，在站内发生火灾时，切断进出站紧急切断阀，打开干气外输紧急卸放阀，将装置内的设备泄压，以保证在火灾情况下，火灾危害降低到最低程度。 放空系统包括1具放空火炬、1具分液罐及2台凝液泵。本次设计新建最大放空能力为230×104m3/d的放空火炬1座。具
17、体说明见热-04032。 6）热媒加热系统 天然气处理装置用热用户分为高温位和低温位用户，高温位用户包括再生气加热器、凝析油稳定塔底重沸器，低温位用户包括凝液加热器、凝析油脱乙烷塔底重沸器、脱乙烷塔底重沸器、脱丙烷塔底重沸器、脱丁烷塔底重沸器。合计总负荷为8995kW。本次设计新建1套11000 kW的热媒加热系统为用户供热，具体说明见热-04033。 7）循环冷却水系统 本次设计新建1套循环冷却水系统为工艺装置提供冷却水。工艺装置循环水用户包括：凝析油冷却器、再生气冷却器、脱丙烷塔顶冷凝器、脱丁烷塔顶冷凝器、轻烃冷却器。循环冷却水系统的具体说明见水-04065。 4) 主要设备
18、4.4.1标准设备 1）干气增压机 选用2台燃气透平驱动离心式压缩机组，用一备一，通过业主招标，选用了索拉公司的Mars 90 燃气透平驱动的C406离心压缩机组，配有PLC控制系统，对机组包括控制和防喘振等安全系统在内的参数进行自动控制。机组采用电启动马达进行启动，采用干气密封技术。 表4.4.1 干气增压机设计参数表 序号 项目名称 单位 参数 备注 1 压缩机排量 104m3/d 460 2 进口压力 MPa,a 3.0 3 出口压力 MPa,a 4.2～7.4 4 进气温度 ℃ 45 Mars 90燃气透平标准工况功率
19、9860kW Mars 90燃气透平现场工况功率：7423kW 现场工况最大计算功率： 6527 kW 热效率：10880kJ/kw.hr 2）膨胀/压缩机 选用2台膨胀/压缩机组，同时运行。通过业主招标，选用了PROPAK公司成撬的Mafitrench的膨胀压缩机组，机组自带PLC，对机组参数和防喘振系统进行控制，机组自带蓄能罐，保证在失电情况下机组安全。机组效率高，压缩机端效率在75%以上，膨胀端效率在80%以上。 表4.4.2 膨胀压缩机设计参数表 序号 项目名称 单位 参数 备注 1 处理量 104m3/d 230 2 膨胀端入口压力 M
20、Pa,a 6.75 3 膨胀端出口压力 MPa,a 2.35 4 增压端入口压力 MPa,a 2.19 5 增压端出口压力 MPa,a 3.15 3）再生气压缩机 选用2台再生气压缩机组，用一备一。 表4.4.3 再生气压缩机设计参数表 序号 项目名称 单位 参数 备注 1 处理量 104m3/d 25 2 入口压力 MPa,a 6.85 3 出口压力 MPa,a 7.30 4）冷箱 高效板翅式换热器，传热效率高，在天然气处理装置中通过高效板翅式换热器可充分回收低温干气的冷量，减少装置的冷
21、量损失。采用3具板翅式换热器。 5）空冷器 干气增压机前冷器、干气增压机后冷器采用干空冷器。空冷器主要由管束、风机、构架三个基本部分组成。 6）低温泵 重接触塔底增压泵，脱乙烷塔顶回流泵为制冷单元的核心设备，选用屏蔽泵，无泄漏、易维护，泵体、叶轮、轴和屏蔽套全部采用不锈钢材质。 表4.4.4 主要标准设备一览表 序号 设备名称 单位 数量 备注 1 干气增压机 台 2 2 膨胀/压缩机 台 2 3 再生气压缩机 台 2 4 空气压缩机 台 2 5 高效除油器 具 1 6 干燥橇 具 1 7
22、 制氮橇 具 1 8 冷箱I 具 2 9 冷箱II 具 2 10 冷箱 Ⅲ 具 2 11 凝液加热器 具 1 12 凝析油稳定塔进料加热器 具 1 13 凝析油稳定塔顶冷凝器 具 1 14 凝析油冷却器 具 1 15 再生气加热器 具 1 16 再生气冷却器 具 1 17 再生气换热器 具 1 18 脱丙烷塔顶冷凝器 具 2 19 脱丁烷塔顶冷凝器 具 2 20 轻烃冷却器 具 2 21 干气增压机前冷器 具 1 22
23、 干气增压机后冷器 具 2 23 凝析油脱乙烷塔底重沸器 具 1 24 凝析油稳定塔底重沸器 具 1 25 脱乙烷塔底重沸器 具 2 26 脱丙烷塔底重沸器 具 2 27 脱丁烷塔底重沸器 具 2 28 重接触塔底增压泵 台 4 29 脱乙烷塔顶回流泵 台 4 30 脱丙烷塔顶回流泵 台 4 31 脱丁烷塔顶回流泵 台 4 32 凝析油稳定塔顶回流泵 台 2 33 丙烷装车泵 台 2 34 丙烷装船泵 台 3 35 凝液回炼泵 台 2
24、 36 丁烷装车泵 台 2 37 丁烷装船泵 台 3 38 丁烷调和泵 台 2 39 液化石油气装车泵 台 2 40 液化石油气装船泵 台 3 41 稳定轻烃装车泵 台 2 42 稳定轻烃装船泵 台 3 43 稳定凝析油装车泵 台 2 44 稳定凝析油装船泵 台 3 45 污油泵 台 2 46 甲醇泵 台 2 47 扫线压缩机 台 1 4.4.2非标设备 表4.4.5 主要非标设备一览表 序号 设备名称 数量 几何尺寸 （mm）
25、 设计压力(MPa) 1 凝析油分离器 1 DN2600X10400水包DN500X800 1.8 2 生产分离器 1 DN2200X8800 7.7 3 闪蒸分离器 1 DN1200X4800水包DN500X800 3.4 4 凝析油脱乙烷塔 1 DN650 H=17400 1.95 5 凝析油稳定塔 1 DN600 H=19900 1.7 6 凝析油稳定塔顶回流罐 1 DN1200X4800水包DN500X800 1.7 7 再生气分水罐 1 DN800X4000水包DN400X800 7.7 8 低温分离器 2
26、 DN1800X7200 7.7 9 重接触塔 2 DN1800 H=15300 3.4 10 脱乙烷塔顶回流罐 2 DN1600X6400 3.4 11 脱乙烷塔 2 DN1400 H=28800 3.4 12 脱丙烷塔 2 DN1200 H=35100 1.95 13 脱丙烷塔顶回流罐 2 DN1800X7200水包DN500X800 1.95 14 脱丁烷塔 2 DN1000 H=34800 1.0 15 脱丁烷塔顶回流罐 2 DN1400X5600水包DN500X800 1.0 16 丙烷储罐 4 2500
27、 m3 1.8 17 丁烷储罐 2 2500 m3 0.8 18 稳定轻烃储罐 2 1500 m3 0.6 19 稳定凝析油储罐 2 1500 m3 常压 20 高压燃料气分离器 1 DN1000 H=4400 3.4 21 低压燃料气分离器 1 DN1000 H=4400 0.8 22 甲醇储罐 1 DN1000X3300 常压 23 仪表风储罐 1 DN1800 H=9040 1.0 24 工厂风储罐 1 DN1800 H=9040 1.0 25 闭式排放罐 1 DN2000X8000 0.6 26 分子筛干燥器 2 DN3000 7.7 27 过滤分离器 2 待定 7.7 28 分子筛出口过滤器 2 待定 7.7 29 天然气收球筒 1 待定 14.2 30 段塞流捕集器 1 V=3300m3 8.03 31 T型过滤器 2 DN400/200 7.7 32 甲醇注入喷头 7 10 33 清管三通 1 DN500X500X300 14.2
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