珠海终端天然气处理装置

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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

2、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（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

3、。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（TK-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

4、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

5、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/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

6、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

7、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。分子

8、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