LNG液化有用資料

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1、液化有用資料1、與階式制冷循環相比,MRC的優點是工藝流程大為簡化，投資減少1520%, 管理容易；缺點是能耗高 20%，混合冷劑組分的合理配比比較困難；2、冷劑中各組分的摩爾分數一般為：N2：00.03CH ：0.20.324C H ：0.340.4426C H ：0.120.238C H ：0.080.154 10C5H12：0.030.083、采用混合冷劑預冷的MRC工藝，又稱為雙混合冷劑制冷循環工藝(DoubleMixed Refrigerant，DMR)。預冷混合冷劑為乙烷和丙烷混合物，其熱力學效率比 C3-MRC 高 20%，投資和操作費用也相對較低；4、液化1m3天然氣理論最小能

2、耗約0.182kWh,實際能耗約為0.320.37kWh；5、在基本負荷型LNG工廠的投資費用中，天然氣液化工藝設備占40%以上， 其中冷劑制冷壓縮機及低溫換熱器又分別占 50%及30%；6、用于天然氣液化裝置的制冷壓縮機除應考慮壓縮介質是易燃易爆氣體外， 還應考慮低溫對壓縮機構件材料的影響。因為很多材料在低溫下會失去韌 性，發生冷脆損壞。此外，如果壓縮機進氣溫度低，潤滑不是油也會凍結 而無法正常工作，此時應選用無油潤滑壓縮機；7、調峰型 LNG 工廠一般每年開工約 200250d；8、德國TWS公司調峰型LNG工廠采用氮-甲烷膨脹制冷(N2：64%,CH4：36%)；9、氮膨脹制冷液化工藝，

3、能耗較高，約 0.5kWh/m3；10、整體結合式級聯型液化工藝(CII, Integral Incorporated Cascade)；11、SMR 投資費用比經典階式液化流程低 1520%；12、C3-MRC，結合了階式制冷液化流程和混合冷劑制冷流程的優點，流程既 高效又簡單。所以自20 世紀70 年代以來,這類液化流程在基本負荷型天 然氣液化裝置中得到了廣泛的應用。目前世界上80%以上的基本負荷型天 然氣液化裝置中，采用了丙烷預冷混合冷劑液化流程；13、預冷采用乙烷和丙烷的混合冷劑時(DMR),工藝效率比丙烷預冷高20%， 投資費用也相對降低；14、C3-MRC 中，混合冷劑有氮、甲烷、

4、乙烷、丙烷組成，其配比范圍是：CH 2540%4C2H6 3545%C H 1525%38N2 06%15、70 年代， APCI 發展了丙烷預冷混合冷劑液化流程，于 1973 年獲得專利 了，并在大型 LNG 工廠中得到了廣發應用。是級聯式循環和混合冷劑循 環的結合，用丙烷將天然氣從40C預冷至-30C；混合冷劑循環再把天然 氣從-30C過冷到-160C；16、在 LNG 工廠總投資中，天然氣液化部分所占比例大約為 40%；17、1934年美國的波特北尼克提出了 MRC的概念，之后法國Tecnip公司的佩 雷特，詳細描述了 MRC 用于天然氣液化的工藝流程；18、從理論上講，混合冷劑的組成比

5、例應按照天然氣組成、壓力及工藝流程而 異，因此對冷劑的配比和原料氣的氣質要求更為嚴格，一旦確定是不容易 改變的。即使能做到這一點，要使整個液化過程（從常溫到162 C）所需 的冷量與冷劑所提供的冷量完全匹配是比較困難的，一般做能一部分做到 貼近冷卻曲線。因此MRC流程的效率要比階式循環低；19、既然調節混合冷劑的組成比例使整個液化過程按冷卻曲線提供所需的冷量是困難的，那么合乎邏輯的推論是采用折中的辦法，分段來實現供給所 需的冷量，以期液化過程的熵增降至最??；20、制冷劑配比：配比要求為換熱器冷端主要組分溫差為2K,即為高壓LNG與中壓制冷劑在換熱過程中保持2K左右溫差，最小溫差大于1.5K，這

6、樣 配比下來制冷劑壓縮機能耗最小即為最佳配比；21、冷劑各組分特點：1）氮氣特點是可以獲取低溫，但是功耗大，當原料氣壓力高時；不需要太多，當原料氣壓力低時（接近制冷劑壓力），組分增多可使制冷劑 溫度較低，這樣易實現冷卻原料氣；2）甲烷與氮氣性質類似，不過較氮氣液化點高些；3）乙烷至異戊烷的壓縮功耗小，但是飽和點較高，易液化；各組分在超 臨界狀態下換熱較為均勻，換熱性能較好；這幾種組分作為混合物在一起，在不同換熱段利用其良好的換熱性能與甲烷換熱,實現溫差均勻（一般熱端3K,冷端2.5K,最大溫差大于1.5K, 同時溫差曲線盡可能平坦，對數溫差5K左右，這樣在制冷壓縮機排壓一 定的情況下,所需制冷

7、劑最少,能耗最?。?。對換熱性能較差段采用增大該 段制冷劑組分比例的原則，較強段減少制冷劑組分比例的原則，實現能耗 最低的目標；在調整過程中，N2調最冷端，決定冷端溫差，甲烷調中間段，乙烷調 上段溫差；丙烷、丁烷、異戊烷作用是降低能耗，輔助調節溫差。含量太 多或者太少均使得混合物物性偏移不能正常換熱；22、制冷劑30bar時，同時原料氣含N2量不小于2.5%,甲烷乙烷含量無要求， 一般基本配比是：N 920%2CH 2534%4C H 2033%24C H 528%38C4H10 915C5H12 81223、制冷劑40bar時，同時原料氣含N2量不小于2.5%，甲烷乙烷含量無要求， 一般基本配

8、比是：N 816%2CH 2036%4C H 1527%24C H 1031%38C4H10 615C5H12 51224、當原料氣含氮量小于 2.5%時，會使得原料氣物性變得較為復雜（不平穩，低溫段換熱性能急劇變差，換熱器換熱無法平衡，出現冷熱交叉）。此時需要將原料氣含氮量提高到 2.5%以上（通過高壓活塞氮壓機），然后恢復較 好的換熱性能去液化；25、調整最佳配比的方法：1）先從冷端調起，依照露點順序由低到高，冷端溫差小時，其余組分比例不變，只增大氮氣比例，直至冷端溫差溫差在3K左右；當冷端溫 差大時，則減小氮氣比例，其余組分不可調整；2）甲烷調整時看MTD，使得換熱器MTD最大，隨著甲烷

9、含量的增加， MTD先增大后減少，當達到最大值不再調整，調整時其余組分不得 調整；3）乙烷或者乙烯的調整方法與甲烷相同，其余組分不得調整。前三者的主要作用是調整MTD及最小溫差，使之最大，后三者的作用是減小能耗，同時輔助調節溫差（反向），要求溫差（但前提是滿足最小 溫差大于1.5K，MTD大于5K，對數溫差太大能耗會高）減小不是太大的 前提下調整，當溫差減小太大時（即換熱與能耗的相關性，三者組分太大 不能滿足換熱，太小也不能滿足換熱，調整過程中先增后減），則不再增大 各組分。依次調整完丙烷、丁烷和異戊烷（調整時溫差減小越小越好，一 般后面三者組分較為平均，相差不大，否則換熱器溫差無法通過），整

10、個過 程對數平均溫差先增大后減??；26、各種液化循環效率比較：序號制冷流程與階式循環的相對功耗（無因次）1階式循環1.002單級混合制冷循環1.253丙烷預冷混合制冷循環1.154多級混合制冷循環1.055單膨脹機循環2.006丙烷預冷單膨脹機循環1.707雙膨脹機循環1.7027、 對階式循環來說，每千克 LNG 所需 0.33kWh 電量是典型的；28、帶膨脹機的液化循環以其能耗低、調節靈活等優點在煤層氣液化流程中被 廣泛應用，并且可以采用不同的制冷劑，如 N2，N2CH 4 在實踐中都有應 用；29、1）雙級氮膨脹液化循環 氮膨脹循環具有流程簡單、調節靈活、工作可靠、易啟動、易操作、 維

11、護方便和安全可靠的優點，正式因為這些優點被廣泛應用在小型天然氣 液化裝置中，也是海上液化裝置中應用較多的液化循環；氮膨脹循環的制冷量由氮循環量、高/低壓力決定，而循環量又是由高 壓和低壓壓力決定，所以優化的自由度只有高壓和低壓壓力。2）氮 甲烷膨脹液化循環通常該液化循環的效率較純氮膨脹要高15%，具有流程簡單、調節靈 活、易啟動、易操作、維護方便的優點，較多在小型天然氣液化裝置應用， 但也由于冷劑中含有甲烷，制冷劑具有可燃性，在安全性方面沒有氮膨脹 高。氮 甲烷膨脹液化是以氮氣和甲烷的混合物作為制冷劑的液化循環，在 小型的天然氣液化裝置中有較多的應用。制冷過程中既有膨脹機的等熵膨 脹，也有肌瘤

12、的等焓膨脹，大部分制冷劑是采用膨脹機膨脹制冷，為天然 氣的預冷和液化提供冷量，過冷部分是采用的節流膨脹，將高壓的天然氣 過冷到150 C，避免高壓節流后產生氣體；3）單級混合制冷劑液化循環 混合冷劑液化流程具有流程相對簡單、投資較少，功耗較低的特點， 目前在大中型天然氣液化裝置中廣泛應用，在小型中也有應用。單級 MRC 的優化參數較前面兩種循環多很多，在流程優化過程中主 要有制冷劑的選擇、制冷劑的配比、制冷劑循環低壓壓力/高壓壓力等，而 其中冷劑組分就有 46 種；30、對于氮甲烷膨脹液化循環，在節流到0.7MPa時，壓縮機的軸功最低。理 論上由于單位體積的甲烷等熵膨脹的焓降要大于單位體積的氮

13、氣焓降，因 此采用純甲烷膨脹時壓縮機的軸功最小。但甲烷含量達到一定程度后，會 導致最小換熱溫差變的非常小，甚至出現負溫差，因此在不同節流壓力下 甲烷含量都會受到換熱器的限制；31、 對MRC，節流壓力越低也即是壓縮機入口壓力越低，壓縮機軸功越低。節 流壓力降低，混合制冷劑中的重組分含量增加，單位體積制冷劑的制冷量 增加，冷劑循環量減少（軸功減少，主因）。但是降低低壓壓力后，冷劑壓 縮機壓比增加（軸功增加，非主因），增加壓縮機的造價及復雜程度；32、在相同的冷量下，MRC的壓縮機軸功要遠低于氮膨脹液化循環和氮甲烷 膨脹液化循環的壓縮機軸功；33、對于氮膨脹液化循環當膨脹后壓力為0.84MPa時，

14、隨著制冷循環中高壓壓 力的升高，壓縮機軸功先減小后增加，在壓力為5.0MPa時，壓縮機軸功 最低。壓縮機出口壓力升高后，單位體積的氮氣膨脹制冷量增加，在所需 冷量一定的情況下，氮氣流量減??；34、液化系統中板翅換熱器的內部溫度分布：1) 氮膨脹循環：在換熱器的兩端點和中間部位的換熱溫差很小，其他 部位的換熱溫差較大，而換熱器設計時對最小傳熱溫差有一定要求， 不能太小?？傮w來說換熱溫差分布不均勻，溫差較大，不可逆損失 大，因此相應壓縮機軸功需求也就會更大；2) 氮 甲烷膨脹循環：在換熱器低溫部分的冷量是由節流閥提供，氮氣和甲烷的混合器節流降溫，由于甲烷含量較高，節流后冷端溫差較小，溫度升高后，甲

15、烷和氮氣很快汽化，提供了大量冷量，使得換熱器溫差較大，汽化的混合氣體繼續升溫，利用顯熱為高壓的液態天 然氣提供冷量，溫差開始見效，減小到一定值后，該冷流體與膨脹機 出口的低溫氣體混合繼續為系統提供冷量，冷箱內部的最小溫差在 最熱端、最冷端和節流后的流體與膨脹流體匯合處的這三個部位， 而且換熱器平均溫差也要小于氮膨脹液化循環；3) MRC：換熱器內部低溫端的換熱溫差較小，盡在接近常溫時溫差較大。主要是由于選擇制冷劑中使用了異戊烷代替丁烷，壓縮后的混 合冷劑經過海水冷卻后制冷劑中的異戊烷被冷凝為液體，節流后的 混合制冷劑中，異戊烷在較高溫度下開始汽化，汽化潛熱很大，熱流 中的天然氣和高壓混合冷劑冷

16、卻時消耗不了這部分冷量，從而使得 該段的換熱溫差較大。但是高沸點制冷劑采用異戊烷代替丁烷既可 以減小功耗，又能加大換熱溫差，對整個系統是非常有利的；35、制冷循環的級數增加，制冷系統的功耗降低，制冷系數和火用效率增加，但是級數增加對制冷性能的影響減小。制冷循環的級數增加會增加流程的復雜性，降低可操作性，不同規模的制冷系統的最優級數不同，規模越大， 最優級數就越多；36、MRC 包括帶有預冷的循環和不帶預冷的循環，其中預冷循環也有純工質 預冷和混合制冷劑預冷。這些循環中的混合制冷劑分為不同的級數，每一 級分出的液體過冷后節流制冷，分出的氣體繼續冷卻分離，分離的級數不 同，流程的復雜程度不同，制冷

17、循環的效率不同；37、在MRC的流程設計時需進行流程結構的優化，選擇合適的循環級數。MRC 有單級MRC、二級MRC、三級MRC以及多級MRC，這些制冷循環目前 都有應用。制冷循環級數不同，制冷功耗不同，流程的復雜程度不同，需 針對不同的處理規模進行選擇,MRC優化包括結構優化和流程參數優化；38、國內MRC發展較晚，主要側重在混合制冷劑的低溫節流制冷；39、評價制冷系統常用制冷系數 COP 來表征，它是實際制冷量與輸入功德比 值。在一些制冷系統中，主要是氣體液化中，是分布式熱負荷，在不同溫 度熱負荷不同，制冷系數已經不能準確表征制冷系統的性能；40、火用既能反映能量在轉換過程中數量的關系，也

18、能反映不同形式的能量質 的區別，用火用效率來評價制冷系統，能夠反映出實際制冷循環對理想制 冷循環的偏離程度，了解不可逆損失的分布情況，進而確定循環中不可逆 損失最大的環節；41、在 MRC 中，級數增加，總的火用損減少，各主要過程的火用損都減少。 級數增加后，制冷劑循環量減小，總的火用損和各設備的火用損都見效。 壓縮機和水冷器減小的較少，占總量的比例增加，換熱器和節流閥減少的 較多，占總量的比例減??；42、增加級數后，整體換熱溫差減小，不可逆損失減小，使得其火用損比例減 小。在 MRC 中火用損最大的是水冷卻過程，制冷劑被壓縮為高壓高溫氣 體，冷卻水將溫度較高的氣體冷卻到常溫，冷卻水的溫度升高

19、但有限，低 溫位的熱源無法利用，使得這個過程的火用損最大；43、可以增加制冷壓縮機的級數，中間經過冷卻后再進入下一級進行壓縮，可 以有效降低壓縮機的火用損和軸功率。同時由于壓縮機出口制冷劑的溫度 降低，水冷器的火用損也減??；44、原料天然氣的CpT關系是決定整個C3/MRC流程能耗高低的關鍵因素，而混合制冷劑的組分或高低壓的選擇則對系統能耗影響較弱?；旌侠鋭┑?組成及其高低壓力的選擇應根據原料天然氣的 CpT 關系進行合理選取， 以確保流程設計更為合理；45、C3/MRC 的主要參數包括混合制冷劑的組分、混合制冷劑高低壓等，這些 參數相互影響和相互作用在此流程中表現得尤為突出；46、C3/MR

20、C 由三部分組成：1）天然氣液化回路；2）丙烷預冷循環；3）混合 制冷循環，其中丙烷預冷循環用于預冷混合冷劑和天然氣，混合制冷循環 用于深冷和液化天然氣。丙烷預冷采用一次壓縮三級或四級節流循環，由 于丙烷在常壓下對應的冷凝溫度在40 C左右，考慮傳熱溫差后，原料天然 氣和混合冷劑經丙烷預冷后的溫度一般取3537 C；47、節流后的低壓混合制冷劑不僅要冷卻原料天然氣，而且還要冷卻它自身高壓部分，通過比較這兩部分的冷卻負荷，發現原料氣的冷卻負荷占絕大部 分，因此原料天然氣定壓比熱容Cp在溫度區間16040 C分布圖（即CpT關系曲線）將直接影響C3/MRC流程能耗的高低、混合制冷劑組分的確 定以及

21、流程各換熱器間熱負荷的分配；48、 無論組分如何，隨著壓力降低，天然氣Cp會增加,且Cp峰值也向低溫區 易懂，意味著液化的冷卻負荷增加；隨著組分甲烷的增加，天然氣的 Cp T 變化(增加)更為顯著；49、板翅換熱器：冷損1%, LMTD： 355C；50、冷箱要求(國外)：出冷箱的液相和汽液兩相管道采用不銹鋼，冷箱內部 必須由鋁制改為鋼制，必須有鋁-不銹鋼轉換接頭；51、冷箱的溫度：斷面溫度越平均越好，不能過大也不能過?。簲嗝鏈囟炔荒艹^35C, 35C易造成冷箱內部流道拉斷；52、冷箱廠家技術協議：供貨范圍明確；報價范圍取決于板翅的尺寸；53、30 萬方：川空 1200x1400x8800杭

22、氧 1240x1100x7550中泰 1300x1400x8200 (30 萬方大于 8m)54、冷箱問題分析：1) 冷箱積液(底部進液的普遍問題)裝置停車后冷箱底部積液，使J-T閥后背壓升高，影響裝置停車后再啟動；2) 冷劑J-T閥失效 表現：(1)返流冷劑壓差過大、(2)冷箱內部溫度趨于一致、(3)混合冷 劑流程不隨J-T閥的開度增大而增加、(4)添加重冷劑時、壓縮機級間分 離器的液位逐漸下降；危害：(1)冷箱積液時，冷劑J-T閥流通能力減小，大量冷劑流經壓縮機 防喘振線打回流，無法進入冷箱，無法正常降溫；(2)無法建立合理的溫降梯度；（3）冷箱不能正常運行，不能產出LNG產品；（4）液化

23、裝置不 能提負荷；冷劑回路（流量分配取決于各自阻力的大?。海?1）防喘振（ 2）去冷箱。 冷箱阻力過大原因：（1）冷箱積液造成背壓過大；（2）閥門故障；（3）冷 箱 J-T 閥凍堵；冷劑側凍堵：（ 1）天然氣中含有重烴、水等；（ 2）丙烷異戊烷干燥不徹底；3）冷箱流道正常壓差和凍堵壓差正常壓差，具體由我方提條件：LNG 50kPa、氣相冷劑50kPa、液相冷劑30kPa、返流冷劑70kPa （一般制冷劑的壓差對冷箱影響較大，50kPa的條件比較苛刻，一般 70kPa 即可）；4）冷箱流道上熱電阻數量一般設置在天然氣流道和返流冷劑流道上，僅在開車時方便開車，在正常運行時，主要看J-T閥前后的溫

24、差，具體數量以買方要求為準；5）LNG J-T 閥及冷劑 J-T 閥的壓力1）LNG J-T 閥壓力，保證能夠爬上大罐，包含管道阻力以及大罐位差，但若閥門壓差提大，也可通過閥門開度進行調節；（2）冷劑 J-T 閥，保證閥后壓力能夠跑過冷箱流道的正常壓差；6）川空建議：一般凍堵，吹掃方向：由上向下（正吹，順著流道方向吹）一般渣堵：吹掃方向：由下向上（反吹）7）注： J-T 閥的安裝（1）若安裝在冷箱內，必須以對焊形式，不允許法蘭及膨脹接頭（2）若安裝在冷箱外，可以用對焊也可用法蘭連接，方便檢修，但需買 方負責該部分管件的施工；8）冷箱計算LMTD： 355C，熱損（heat loss）,冷損（h

25、eat leak） 1%Design/Parameters（ SS）： Heat Leak/Loss 選擇 Proportional 溫度調節：足夠均勻9）氮氣耗量：氮封 500800Pa， 2030Nm3/h吹堵05MPa, 65C（氮氣電加熱器）10）冷箱條件調節分溫區調節：深冷段：氮氣（-14X160C）,甲烷（-8X120C）、乙烯（-6X80C）預冷段：異戊烷（X20C）、丙烷（-2哄60C）壓力：高壓35MPaG,返流0.28MPaG；11）深冷段MA： 3C， LMTD： 4C通過冷熱夾點溫度判斷組分量的增減：若最小溫差3C，減少該溫區的組分若最小溫差3C，增加該溫區的組分通過判

26、斷數據表中的AT與最小溫差的差距，判斷該種溫區冷劑是否存在 余量，可以0.52kmol進行加減，直到AT足夠均勻，且靠近3C；12）預冷段先保證返流冷劑出口溫度保證在40 C以下3C左右（調節預冷段組分量）MA： 3C，LMTD： 4C保證返流冷劑出口溫差3040C,其余溫區與深冷段調節方法一致； 先減冷劑段，最小溫差在1C左右，再進行調節，便于尋找到點，兩段式 更接近于實際冷箱；13）冷箱廠家提供每個流道最大可接受的微粒尺寸為018mm,并依此選 擇過濾器的精度（80目），需與冷箱廠家確定；14）冷劑的蒸發相變焓，冷劑的蒸發溫度 蒸發壓力；15）冷箱設計過程中封條寬度的隔板厚度對冷箱尺寸的影

27、響；16）冷箱在模擬計算的過程中，并不能僅靠調整冷劑配比實現冷箱溫差 的平均，而是需要從整個工藝系統上進行考慮，包括壓縮機進出口 壓力，往往壓縮機進出口壓力，特別是返流冷劑的壓力，直接決定 各冷劑的蒸發溫度，進而決定冷箱內部的整個溫度梯度；（1）四組分冷劑為例：氮氣、甲烷、乙烯、異丁烷；由于異丁烷的加入， 導致預冷段溫差會特別大，但必須保證冷箱最大溫差不超過25C,為操作 留有余量，若溫差在30C左右，在操作過程中就有可能出現冷箱內部流道 被拉斷的風險；（2）在進口壓力為300kPaG,出口壓力為40MPaG,最大溫差基本在28C 左右，若進口壓力為400kPaG，出口壓力為4.0MPaG，最

28、大溫差基本在 24C左右，因此綜合比較之下，返流冷劑壓力取400kPaG比較合適。但 同時，冷劑的循環量、壓縮機功耗也會相應增加；對于4組分，SMR模擬要求冷箱條件：預冷(MA3.022C, LMTD6396C),深冷(MA2.434C,LMTD4299C),最大溫差245C,返流溫度37.12C；壓縮機條件：預冷(MA4.141 C, LMTD7.859C),深冷(MA4.258C,LMTD5764C),最大溫差254C,返流溫度35.71 C；NOTE：液化流程是一個系統，需要考慮不同參數所引起的工藝變化，不能只根據習慣考慮。需要充分考慮到不同返流壓力和高壓壓力所引起的冷 箱、功耗等的變化

29、，但原則必須是：a不影響冷箱的操作，不超過冷箱的要求條件；b.功率必須足夠高，避免引起壓縮機帶不起；17) 深冷冷劑和預冷冷劑 預冷冷劑的主要作用是提高產量，而深冷冷劑主要保證天然氣的液化溫度 若需要減產，除調整壓縮機的負荷外，也可減少預冷冷劑的循環量，實現 減產；18) 液化功耗的影響參數 天然氣壓力、返流冷劑壓力、高壓冷劑壓力；19) 在對比五組分制冷時，不加重組分-異戊烷時，需注意冷箱各層的溫 度，盡量提高各組分的量讓整個曲線平緩、而不只是預冷端溫差變 的非常大；20) C3/MRC, MRC從丙烷預冷器出-35C；DMR,預冷-40C，預冷組成乙烷、丙烷與少量甲烷、丁烷混合物BV PR

30、ICO 03404kWh/m321) CHART 交流冷箱+深冷工藝包冷箱（主體美國，組裝無錫）工藝：三段節流工藝最早工程經驗：天然氣脫氮（30%含氮量）林德：同時制造繞管和板翅板翅處理量：501000 萬方，但受運輸限制，單臺制造不能太大，單臺 1000 萬方，內部 6 個芯； 模塊化設計也是設計的一個趨向，印尼800萬方，每200萬方一套， 共 4 套；冷箱內氣、液分配方式分配片：進入封頭分配方式：導流片。 兩相流的分配與冷劑組成有關BV工藝包：不計液化率、不計BOG閃蒸量，本用作調峰Chart工藝包：三段節流、BOG回冷箱回收冷量通過控制壓縮機入口罐氣體溫度（11C）,減小負荷，但返流冷

31、劑出 口溫度依舊保持在37C左右;脫重烴設計溫度-60C，辛戊烷凝點-62C； 重烴設調溫，根據組分的含量調整具體的操作溫度（最低操作點 -62C，返回冷箱最高溫度設計點-56C）；Chart板翅換熱器：LMTD 34C,翅片效率2030%繞管換熱器：LMTD 810C，氣阻大，流道少，溫度高;Chatt 工期： 10 個月； 原料氣壓力：55MPa，液化效率最好；N2使用量：一天1個箱體容積的氮氣量;22）冷劑壓縮機電耗的優化 液化系統的壓力優化，應密切同設備廠家進行交流，了解設備廠家（壓縮 機廠家）的效率最高點（壓比、分子量等參數對效率的影響），最終確定合 適的壓比，實現軸功的降低；23）

32、冷劑組分對電耗的影響四組分（C1, C2=, iC4 , N2）五組分（ C1， C2=， C3， iC5 ， N2）六組分（ C1， C2=， C3， iC4 ， iC5 ， N2）24）脫氮流程（ 1） 單提餾塔（常規脫氮）一般脫氮的進塔溫度為LNG溫度，操作壓力影響冷劑壓縮機的功耗，原 因在于壓力越低，塔頂富氮氣的溫度越低，冷劑壓縮機的功耗相對越低， 但甲烷的回收率同時也會降低。塔底熱源來自冷劑或天然氣自身； 壓力越高，塔頂富氮氣的溫度越高，冷劑壓縮機的功耗相對越高，甲烷收 率同時也會增加；（2）精餾塔+氮循環（焦化廠、富CO、富H2）進塔溫度162 C,操作壓力14MPa左右，塔頂冷凝

33、器的冷源來自氮循環（利用液氮的潛熱），壓力可以進行調整（進：500kPa出：1.5MPa）,節 流前162 C,換熱后170 C,溫度和壓力均可進行調整，以優化整個工藝 功耗，氮循環的目的是提高甲烷收率。塔底熱源來自冷劑或天然氣自身； 常壓沸點N2（196 C）、 CO（196 C）、 H2（256 C）、 He（270 C）脫氮與脫氫塔塔頂冷源：來自過冷氮氣節流升溫。其中過冷氮氣溫度應為 -162C，節流后溫度才可滿足塔頂浸沒式板翅的溫差（23C）,并且過冷 氮升溫后應為相應壓力下的飽和溫度，無法實現過熱； 開車脫氮精度的優劣取決于氮氣壓縮機的余量選??；川空經驗：浸沒式的溫差為35C（焦爐煤

34、氣制甲烷）空分裝置 Ar 等溫差在 1.53C；25）可能引起冷箱凍堵的原因冷劑側的H2O與CO2 （丙烷中的CO2、異戊烷中的H2O）；26）冷箱操作的穩定性回收BOG冷量采用二級冷劑回收（液相），原因在于二級冷劑量遠較BOG多，溫度變化不明顯，不易引起冷箱操作的不穩定，但氣相冷劑量過大，根本無作用，一級冷劑量太小，容易引起冷箱操作的不穩定；27)冷劑緩沖罐壓縮機入口加絲網；28）離心泵的最小流量保護： 30%60%流量，避免泵在大流量下直接關閉；29）冷劑進口緩沖罐底部反吹入上部應做特殊設計，做擋板或設置為深30）裝車臂氮氣絕熱管線加限流孔板31）按照SH3009計算N2的吹掃火炬用量，間

35、歇系統最大量應有空氮站 滿足；32）對于有TSA的裝置，熱排放后會引起系統冷循環后產生負壓，寰球的方法采用原料氣在熱排放后進行吹掃；33）冷箱節流溫度的選擇，節流前后溫差控制在5C之內，避免冷劑汽化太多，造成潛熱浪費。返流后（深冷冷劑出口）要比抽出點（預冷冷劑出口）的溫差低355C；34）調整冷劑組成時，每一種組分減少，從輕組分開始減少；55、常壓儲罐罐內壓力一般為 3.430kPa，儲罐日蒸發量一般要求控制在0.040.2%；56、BOG 產生量（接收站）：1） LNG 儲罐熱輸入產生，汽化率（0.05%）公司計算采用 0.1%，概因為接收站與液化工廠儲罐規模不一樣，導致前者汽化率較后者??；

36、2)管線熱輸入產生吸熱率：25W/m23)低壓泵對LNG的熱輸入4)卸料置換產生 BOG5)卸料進罐6)回船氣7)外輸8)大氣壓變化正常情況下，大氣壓波動很??；只有當臺風來臨等特殊情況下，大氣壓才有較大波動。而且這種大氣壓的波動也沒有持續性，可能只有再某一刻大氣壓單位時間變化率較大，但由于持續時間較短，這部分所產生的BOG可不計入BOG產生總量的計算；雖然不計入 BOG 壓縮機的處理量，但根據歐洲 LNG 岸上設備安裝及 設計標準，由于大氣壓變化而產生的 BOG 量，需要在火炬及安全閥處理 能力中予以考慮；9) 槽車裝車回氣國內槽車返氣有以下幾種工藝：槽車正常返氣，產生BOG經返氣 臂直接與B

37、OG管線相連；槽車正常返氣，產生BOG經過返氣臂后增加 一調節閥，之后與BOG管線相連；槽車不返氣，在不超過設定壓力的 前提下，所有裝車過程所產生的BOG均儲存在罐車內；對于需要返氣的操作，裝車所產生的BOG也不同。有的增設調節閥， 作用是適當增加裝車時罐車內的壓力，提高壓力下的飽和溫度。這樣由 LNG儲罐輸送來的LNG即便吸熱升溫也可做到裝車時不閃蒸，減少BOG 返氣量。這樣利于接收站操作，但卻降低了槽車的運輸距離，適用于短途 運輸LNG。同樣，若裝車不返氣，也是如此；對于不增加調節閥的工藝，返氣BOG就由體積置換和閃蒸2部分組 成。通常每臺槽車裝車BOG返氣計算結果約O.3t/h，倘若槽車

38、數量較多， 同時返氣，這部分 BOG 返氣量還是較大；57、LNG液化工廠，以J-T閥為界，閥前屬于冷量輸入過程，而閥后為冷量損 失過程，正常生產工況下，引起BOG產生的因素包括：1) J-T 閥節流效應 Q12) LNG 儲罐漏熱效應 Q2LNG 低溫儲罐氣化率控制要求：50000m3W0.05%1000050000m3 W0.08%10000m3W0.10%3) LNG 儲罐進料置換效應 Q3注入 LNG 的體積即為排出 BOG 的體積4) 大氣壓變化效應 Q45) 管道漏熱效應 Q56) LNG 循環泵熱效應 Q6LNG由槽車運至用戶，LNG工廠裝車只能在白天進行，夜間需啟動1 臺 LN

39、G 裝車泵打循環，使裝車設備及管線維持低溫， LNG 循環流量由 單臺裝車泵的流量確定7) LNG 裝車泵熱效應 Q78) LNG槽車來的泄放氣Q89) LNG 儲罐出料置換效應 Q9裝車時從儲罐抽出LNG,罐內LNG液位下降，為了維持儲罐微正壓 的操作壓力， BOG 排放量減少由以上因素產生的 BOG 量不能簡單疊加，應根據不同的運行工況及 當地的氣候條件，合理確定影響因素。常見4 種工況。(1) 當地大氣壓穩定，白天工廠正常運行，BOG總量QB=Q1+Q2+Q3+Q5+Q7+Q8+Q9(2) 當地大氣壓穩定，晚上工廠正常運行，BOG總量QB=Q1+Q2+Q3+Q6(3) 當地大氣壓穩定，白天工廠停產檢修，BOG總量QB=Q2+Q5+Q7+Q8+Q9(4) 當地大氣壓穩定，晚上工廠停產檢修，BOG總量QB=Q2+Q5+Q6