LNG工厂部分详细版.doc

123456789609.1 lng工厂建设条件9.1.1 原料天然气条件yamal lng工厂项目的原料天然气来自俄罗斯西西伯利亚西北部的亚马尔半岛的塔姆贝气田，经过井口集输和上游进气处理设施处理之后，其气质条件以及进厂气的温度与压力情况见表9.1-1。表9.1-1 原料天然气进气条件组成mol%工况1开采初期（2017年）工况2开采期（2030年）工况3干气混合气（2035年）甲烷（c1）94.519692.476294.1264乙烷（c2）2.75014.41733.0448丙烷（c3）0.45740.95360.4799异丁烷（i-c4）0.12560.21410.1437正丁烷（n-c4）0.11140.21590.1206异戊烷（i-c5）0.03610.04830.0445正戊烷（i-c5）0.03920.05100.0475c6(+)0.11170.13200.2229二氧化碳（co2）1.50781.08991.4254氮气（n2）0.34110.40180.3444合计100100100分子量17.0717.5317.23热值hhv, btu/scf104110691044进气压力, bara70进气温度, -325注：进厂气最大烃露点为2570bara。原料天然气气质条件优良，甲烷含量高，杂质含量低，便于除杂处理、lng生产，液化收率高；并且原料气中含有一定量的乙烷和丙烷，可保证工厂运行期间所用混合冷剂中的乙烷和丙烷的自产供应。原料天然气经过上游预处理厂（进气处理设施）的脱甲醇和脱凝析油等预处理后，送入lng工厂的天然气压力可保证在70bara。另外，lng工厂与上游预处理厂相邻布置，其布置紧凑，工厂进气管线短，使得压力损失最小，同时进气温度受环境影响不大，不会过低，在-325范围内。9.1.2 地址条件lng工厂位于俄罗斯西伯利亚地区北部的亚马尔半岛，北纬7129、东经7149，地处北极圈内，地理位置和区域位置如图9.1-1所示。所依托港口为sabetta港。 图9.1-1 yamal lng工厂地理位置及区域位置yamal半岛地处北极圈，天气寒冷。该地区60%为沼泽和湖泊；每年有300天左右被冰雪覆盖，永冻土深度约300500m；地势平缓，平均海拔约50m，海拔高度差异低于90m。lng厂区内地势低平，设计建设海拔28m（电站/甲醇厂/公用工程区地势较高，78m；主装置区5.5m；产品储存区4.5m；码头处地势最低，海拔2m）。9.1.3 气候条件（1）气温表9.1-2 全年气温情况统计（单位：）1月2月3月4月5月6月7月8月9月10月11月12月年平均-24.6-26.2-24.2-16.0-7.30.75.26.22.5-6.1-15.5-20.7-10.5最大10.31662630262103130最小-48-49-45-41-31-13-3-3-15-33-43-46-49l 全年最高温度：30；l 全年最低温度：-49；l 最热月平均最高气温：9.4；l 最冷月平均气温：-29.5；l 最冷5日平均温度：-39（机率0.92）、-45（机率0.98）。（2）风速与风压l 全年平均风速5.76.9m/s，全年最大风速2840m/s；l 风压通常考虑0.73kpa。（3）降水l 瞬时最大降雨量47mm/h；l 雪载荷：水平表面每平方米雪载荷2.7kpa。（4）其他l 冬季：10月次年5月；l 夏季：6月9月（平均气温0）；l 成雪期 9月1911月11日；l 融雪期 5月316月30；l 光照期短（1179小时/年），每年1月和12月为极夜，无光照；11月份日照时间为1h；l 辐射强度：太阳最大辐射637w/m2；l 全年湿度大，相对湿度为8290%，平均相对湿度86%；l 冰层厚度0.2m-1.6m。9.1.4 建设条件的特殊性本项目地处偏远、气候寒冷的北极圈内，在建设中存在一些不利因素，需在设计与建设筹备期间充分考虑。（1） 地理位置偏远，无依托设施。与欧洲和亚洲主要目标市场相距较远。（2） 气候寒冷，工艺技术选择、设备管道及结构材料选择、建设及施工方案选择、运营管理人员及设施配置等，都需要特殊考虑和精心策划。（3） 交通条件受限。空运需要建设专用机场；水运只有在夏季无冰期可顺利通航，冬季需破冰才能通航，lng产品需要在欧洲的接收站进行二次转运；无陆路交通，区域道路需自行建设。（4） 生活资源缺乏，需要从其他地方调入。9.2 工厂建设方式与设计特殊性9.2.1 工厂建设方式建厂地偏远、寒冷、运输条件差、当地无可用有效劳动力，劳动力需从外部输入。因此，建设方式主要采用模块化建设，尽量减少现场散造工作量。主工艺装置、烃分离与公用工程设施、管廊等均为模块化建设（共143个模块、最大模块重量8700余吨），模块总重量为28.3万吨；仅lng储罐、发电站、低压火炬管廊和高压火炬支撑架等采用就地建设。9.2.2 工艺设计与工程建设的特殊性在极地气候条件下建设lng工厂，从工艺技术及控制方案的选择，工艺系统设计到工程实施方案，从设备管道及结构材料的选择到安装与控制、以及厂区布置和后勤保障与运营管理模式，均具有其特殊性。从各专业角度概况其特殊性如下：（1）工艺设计a) 丙烷循环内压缩机人口侧的设备及管线均需考虑全真空设计；b) 丙烷压缩机进口罐设加热器，防止丙烷过度冷凝造成压缩机进口真空，进而引起设备损坏；c) 丙烷预冷换热器需要设置打回流设施，避免环境温度过低引起设备和管线真空；d) 丙烷压缩机停车后再启动前需进行甲烷置换，开车后再进行丙烷置换，避免开车过程中由于环境温度过低引起压缩机入口真空，对设备造成损坏；e) 当丙烷制冷系统压力过低时，需要更换密封气为甲烷，避免外部环境的湿空气进入丙烷系统；f) 含水及含重烃管线及设备均需电伴热；g) 机修车间和控制室等人员经常出入之处，设计维温21 （1924 ）；h) 所有工艺设备排放口设置特殊的防冰措施。（2）设备与管线a) 材料选择要求耐当地冬季最低气温（设计温度-52 ）；b) 动设备（压缩机和泵）设机房，并设采暖通风系统，维温10 ；c) 空冷器：为空冷器设置带百叶窗的封闭箱体，并内设导热油加热系统，防止温度过低影响工艺系统操作，进出风口设冰雪防护；d) 设备和管线保温、电伴热，在模块加工过程中完成；e) 储罐：设计中需考虑顶部雪载荷，顶部放空设除冰设施，通道布局需考虑防罐顶冰雪滑落伤人；f) 所有生活设施及动设备厂房全年采暖。（3）结构、土建a) 考虑永冻层保护及地面冰雪厚度，所有设备、管线、建筑物、模块等架空高度1.5m，并且基础采取隔热垫层处理；b) 钢材和水泥均需考虑能耐极限温度工况；c) 管廊和设备要充分考虑冰雪载荷、防冰措施；d) 码头航道及港池需要采取隔冰设施和加热防冻措施。（4）电气、仪表、通讯a) 均需考虑防冻，采购能耐低温的设备；b) 照明强度大、可靠性要求高，满足极夜照明需求。（5）消防a) 消防水防冻、电伴热，用后自动排空；b) 整个系统（阀门、管线、仪表、泡沫系统）均按照-52 可操作设计。（6）工厂布局a) 考虑风向和堆雪用地；b) 防止雪从高处滑落伤人，合理布置通道，并在管廊下设通道防护设施。（7）其他准备a) 人员防护装备；b) 工厂内防雪固定和临时移动设施；c) 设置专用机场，负责人流及部分物资运输；d) 建设运行营地，满足极地人员工作、休息、运动等需求。9.3 工艺技术与工程方案9.3.1 装置规模与寿命(1) 装置规模与构成(2) 天然气液化厂（lng工厂）总设计能力为1650万吨/年，共设3条生产线，每条产能550万吨/年，操作弹性为50%100%；凝析油设计总产量为100万吨/年，含上游进气设施凝析油产量。lng工厂主工艺装置包括天然气脱酸气设施、干燥与脱汞设施、液化与脱除重烃设施、烃分离设施、冷剂生产与储存设施、lng储存与装船设施，如图9.3-1示意范围。另外，工厂内还设有发电站、公用工程设施（氮气、工厂空气、仪表空气、新鲜水、脱盐水等系统）及辅助设施（废热回收系统、火炬系统等）。图9.3-1 lng工厂范围方块示意图（2）年操作时间与设计使用寿命lng厂年操作时间为340天，大修周期为6年。工艺装备设计使用寿命为25年，建构筑物设计使用寿命为50年。9.3.2 工程建设主项lng工厂主要包括主工艺装置、储运设施、公用工程及辅助设施。主工艺装置，每条生产线配备一套，分三期建设，每期一套；储运设施、公用工程及辅助设施根据需要分两期或三期逐步建成。各部分主项内容详见表9.3-1。表9.3-1 lng工厂工程主项表单元号主项名称主要内容备注一、主工艺装置单条线的配置u11脱酸气单元胺吸收塔、胺再生塔胺液闪蒸罐、胺循环泵、消泡剂系统等共29台u12干燥单元干燥塔再生压缩机过滤器再生气分离罐再生气冷却器3台1台2台1台1台u13脱汞单元脱汞床过滤器1个2台u14液化单元丙烷蒸发器主冷换热器（绕管式换热器）冷剂压缩机洗涤塔脱甲烷塔分离罐、泵、换热器、加热器等6台1台2台1台1台u15烃分离单元脱乙烷塔脱丙烷塔脱丁烷塔各塔配套再沸器、回流罐、回流泵和循环泵2套烃分离设施3条生产线共用二、储存设施3条生产线共用u31冷剂储存单元乙烷储罐乙烷蒸发器丙烷储罐丙烷输送泵2台2台2台1台u34lng储存与装船lng储罐装船臂bog压缩机组码头排放罐lng泵416万立（全包容预应力混凝土储罐）5条，16”（4条液相、1条气相返回）4台套（含入口罐和后冷却器）2台1750 m3/h/台，每座lng储罐内设4台lng泵u35凝析油储存与装船凝析油储罐装船臂计量35万立（上游地面设施工作范围内）2条1套三、公用工程及辅助设施3条生产线共用u46供热系统htfhvac1套，热媒为导热油1套，热媒为乙二醇水溶液u50燃料气系统燃料气加热器和分液罐高压燃料气设施1套低压燃气设施1套u60火炬系统高压干、湿火炬低压bog火炬4套含一套备用火炬u70工厂空气和仪表空气6600 m3/hu71氮气系统生产和储存设备2000 m3/hu76新鲜水系统u77饮用水系统u78脱盐水系统8000 m3/hu79消防设施u80/81排水处理系统发电站（全厂共用）燃气轮机发电机组应急柴油发电机组8套3套码头lng码头mof码头码头后方建筑材料堆场其它岸上配套设施设1#和2#两个泊位4个泊位9.3.3 厂区总体布置lng工厂装置区总体布置如下图9.3-2。南北跨度1.33公里，东西跨度1.54公里，占地面积约189公顷，包含公用工程设施、甲醇厂以及天然气进气处理设施，不含码头。布局紧凑、合理。图9.3-2 lng工厂总体布置9.3.4 工艺流程原料天然气通过上游进气分离与计量设施，进入lng工厂。在工厂内经过脱酸、干燥、脱汞净化处理后进入液化装置，在液化装置内冷却、脱除重烃、液化过冷，最后经减压闪蒸脱除氮气后生产出合格的lng产品。同时设置了烃分离实施，生产供应lng工厂正常运行期间的补充冷剂（乙烷和丙烷）。脱酸、干燥&脱汞、液化三部分核心工艺流程介绍如下。（1）脱酸工艺原料天然气来自俄罗斯西西伯利亚西北部的亚马尔半岛的塔姆贝气田，经井口集输和进气设施分离脱除凝析油和防冻剂甲醇后，进入净化单元的脱酸设施，进厂压力70bar(a)，温度-325。脱酸采用醇胺溶剂吸收法，溶剂为amdea（配方型胺溶液），脱酸工艺指标为二氧化碳50ppmv、h2s5ppmv。脱酸工艺流程如图9.3-3所示。天然气首先经过原料预热器进行预热，预热后自胺吸收塔底向上通过吸收塔，与从吸收塔顶部进入的胺液进行逆流接触，酸性气体被胺液充分吸收后的（富胺液）汇于塔釜，经减压后进入胺闪蒸罐闪蒸分出部分气相，闪蒸气去燃料气系统作为燃料，闪蒸后的富胺液经过贫富胺液换热器后送至胺再生塔再生，贫富胺换热器加热了富胺液，冷却了贫胺液，这样可降低贫胺液的冷却负荷，又可减少胺再生塔的再沸负荷。富胺液在胺再生塔通过加热析出酸性气，再生为贫胺液。胺再生塔的气相经空冷器冷却后进入酸气分离罐进行气液分离，分离出的气体为酸性气，主要成分为水和二氧化碳，此酸性尾气被并入燃气轮机尾气，一同直排大气。分离罐底部液相经回流泵返回再生塔，作为再生塔顶回流。胺再生塔塔釜的贫胺液经贫富胺换热器降温后再经贫胺冷却器（空冷器）进一步冷却至塔回流温度，经胺循环泵升压后循环回胺吸收塔，完成胺液系统的循环。胺再生塔塔底再沸器热源采用低温位的导热油提供。图9.3-3 醇胺法脱酸工艺流程图（）干燥及脱汞工艺脱酸后的天然气含有操作稳压条件下的饱和水蒸汽，为避免天然气中的水分在液化系统发生冻堵，需进行深度脱除，以满足液化的要求。采用固体吸附剂法，干燥剂为硅胶和分子筛，干燥指标为水含量1ppmv。采用三塔流程，两塔吸附操作、一塔再生，按周期切换，保证脱水过程连续，同时也可实现在线更换干燥剂。干燥剂再生采用原料干气进行等压再生。再生气来自干燥器下游分出的部分原料气，再生气经加热炉加热后进入干燥器进行反向流动（从下而上）热吹，带走干燥剂床层中的水分，含水的热再生气尾气经空冷器冷却后进入再生气分离罐分离液态水，剩余气相经再生气压缩机升压后返回干燥器上游脱酸单元的胺吸收塔入口，并入原料天然气进料。干燥器热吹后，进行冷吹降温，然后保压备用。干燥后的天然气含水量低于1ppmv，还需要脱出原料气中的微量汞，避免其对后续的铝制设备和管道造成破坏，脱汞单元采用固体吸附法工艺，吸附剂为载硫活性碳，干燥后原料天然气经过滤器进入原料气脱汞罐（脱汞剂为载硫活性碳），脱汞后汞含量不超过10ng/ m3(n)；最后再经过脱汞后过滤器进入液化设备。干燥及脱汞单元的工艺流程简图参见图9.3-4。图9.3-4 干燥及脱汞工艺流程图（3）液化工艺液化单元采用丙烷预冷混合冷剂制冷工艺（即c3mr工艺），液化工艺流程包括：丙烷预冷循环、混合制冷剂循环、天然气液化回路（如图9.3-5）。其中，丙烷预冷循环用于预冷混合制冷剂和天然气，而混合制冷剂循环用于深冷和液化天然气。预冷循环使用纯丙烷作为冷剂。液化和过冷循环使用混合制冷剂，由氮气、甲烷、乙烷和丙烷组成。 丙烷循环丙烷通过高温、中温、低温三台换热器（丙烷蒸发器），为天然气和混合制冷剂提供冷量。气相丙烷经丙烷压缩机三级压缩至高温高压，然后经空冷器冷却至完全液化，送入丙烷收集罐。饱和的液相丙烷从收集罐底部流出，经空冷器进一步冷却至过冷，再经减压节流后，送往高压、中压、低压丙烷蒸发器，液相丙烷在蒸发器内获得热量气化，高压、中压、低压气相丙烷分别返回丙烷压缩机的各段入口，进行压缩，完成丙烷循环。图9.3-5 丙烷预冷的混合冷剂制冷天然气液化工艺流程图 混合冷剂循环在混合冷剂制冷循环中，混合制冷剂经两级压缩机压缩至高压62bara，设级间空冷器。高压混合冷剂首先经空冷器，带走一部分热量，然后依次通过高压、中压、低压丙烷蒸发器，进行预冷，冷却至-26，形成气液两相并在混合冷剂分离罐中进行相分离。混合冷剂气相和液相分别进入主冷换热器（绕管式换热器）走管程，经与壳层冷剂换热冷却液化后，分别进行节流减压降温、进入壳层作为冷流股与管程的高压混合冷剂以及天然气进行换热，使高压混合冷剂和天然气液化冷凝的同时，壳层冷剂逐渐气化完全，然后从绕管换热器底部排出进入混合冷剂压缩机入口缓冲罐，再经混合冷剂压缩机压缩进行下一次的预冷、液化、节流、换热、压缩循环。 天然气液化回路净化合格后的天然气依次进入高压、中压和低压丙烷蒸发器进行预冷，然后从底部进入洗涤塔，脱除重烃，甲烷气从塔顶流出，直接进入主冷换热器进行冷却、液化，生产lng。脱烃搭底流出物（较重烃组分）被送往烃分离单元（脱乙烷塔、脱丙烷塔、脱丁烷塔），生产乙烷和丙烷作为补充冷剂及凝析油，剩余lpg再由泵送回液化系统，与脱甲烷塔顶气相一同送入主冷换热器，生产lng。（4）脱氮与lng储存从主冷换热器顶部流出的lng（-153.5 38.7bara），经减压闪蒸至微正压脱除氮气，使氮含量不超过1%，生产出lng产品。最后lng产品被泵送至lng储罐进行储存（-162.7 ）。9.3.5 主要技术方案（1） 天然气净化技术方案：天然气净化包括脱酸、干燥和脱汞。脱酸采用basf公司提供的醇胺吸收法，溶剂为配方型二乙醇胺溶液（amdea），脱除天然气中co2及微量h2s与甲醇；脱酸后的天然气进入干燥设施，干燥采用固体吸收法，三塔流程，两塔同时操作、一塔再生，干燥剂为硅胶和4a分子筛，干燥剂再生为等压再生；干燥后天然气进入脱汞保护床，单床吸附，脱汞采用固体吸附法，吸附剂选用载硫活性碳。（2） 天然气液化技术方案：采用apci公司的丙烷预冷混合冷剂制冷的液化工艺（c3mr）。预冷循环为三级预冷，分别预冷天然气和混合冷剂。主冷循环采用混合冷剂，混合冷剂组成为甲烷、乙烷、丙烷和氮气。正常生产过程中冷剂可厂内自产供应；甲烷来自净化后的原料天然气，乙烷和丙烷来自烃分离单元，氮气来自空分空压装置。（3） 冷却方案：采用空气冷却。空冷器（鼓风式）配封闭箱体，在进风口和出风口处设百叶窗/防冰雪设施，并在箱体内换热管与风扇间设加热器，以便调节空冷器的换风温度，保证在极寒天气条件下换风温度不至于过低。维持装置正常操作。（4） 加热方案：采用导热油为热媒，利用发电站燃气轮机发电机组排放废热回收装置加热。为净化单元的脱酸溶剂再生、干燥剂再生提供热源；为空冷器控温加热系统加热等。（5） 压缩机驱动方案：采用燃气轮机驱动，每条生产线配备两台能力相同的燃气轮机，机型为ge fr-7，两台机器并联操作，即冷剂压缩机及其驱动的能力按照250%的方式设置。每台驱动机均同轴驱动丙烷压缩机和混合冷剂压缩机。（6） 烃分离方案：设2套烃分离装置，266%方式配置，满足三条lng生产线的生产要求。此配置为适应3条lng生产线同时运行以及1条lng生产线停产检修的工况。（7） 能源供给方式：电力自给（建电站）、主要设备采用燃气轮机驱动（冷剂压缩机），设置备用柴油发电机组，满足全厂原始启动要求。（8） lng储存方案：全厂共建4座16万立lng储罐（一期两座，二期一座，三期一座），其储存能力为三条生产线满负荷运行13天的产量（无外输）。（9） lng装船方案：码头设2个泊位，一期建设一个泊位（与凝析油共用），二期增建一个泊位；每个泊位装配5条装船臂（16”，4条液相臂、1条气相返回臂），双管线dn900装船；有效装船时间12小时；装船总能力14000 m3/h（lng）；设计船型为17万立（arc7）；可允许两个码头来船同时进行装船操作。（10） 凝析油装船方案：设2条装船臂（一期建设，与lng码头共用），装船能力为8000 m3/h，运输船规模为7万吨。9.3.6 原料消耗lng工厂方块流程及总物料平衡如图9.3-6所示。厂内3条生产线原料天然气总需求量为266亿方每年（26.6bcm/a），生产lng产品1650万吨/年（16.5mtpa）、凝析油产品2.64万吨/年，同时lng装置为全厂燃料气系统和甲醇厂供气，分别为27亿方每年和0.4亿方每年。图9.3-6 lng工厂方块流程及总物料平衡9.3.7 产品方案lng工厂主要产品有lng和凝析油，用于外销。由烃分离单元生产的乙烷和丙烷仅抽出部分作为补充冷剂、工厂内自用不作为产品外销，其余的返回液化设施用于生产lng。另外，lng工厂内自产燃料气（由净化单元的闪蒸气和lng储存单元产生的bog以及部分原料天然气）供本装置内冷剂压缩机驱动燃气轮机组，以及上下游一体化项目内的燃气发电站使用，亦不外销。lng产品的指标要求及产品规格如下表9.3-2。凝析油产品的组成主要为c5+（戊烷及以上组分），含量不低于99.95 mol%，其具体的产品指标要求见表9.3-2，雷氏饱和蒸气压不超过667 kpa。表9.3-2 lng产品规格单位指标要求产品规格热值，hhvbtu/scf1000 112010291058n2mol% 1 1c1mol% 859395c2mol% 8.82.54.5c3mol% 3.00.400.95i-c4mol% 0.550.100.25n-c4mol% 0.70.100.20c5+mol% 0.1400.01co2ppmv 50 50h2smg/nm3 5 5甲硫醇mg/nm3 3 3总硫mg/nm3 30 30hgng/nm3 10 10h2oppmv1 1表9.3-3 凝析油产品指标要求一类二类最大饱和蒸气压 rvp37.8）667 kpa (500 mmhg)最大含水量, wt%0.10.5最大机械杂质含量, wt%0.0050.05最大氯含量, mg/nm3101009.3.8 物耗与能耗（1） 化学品消耗lng工厂生产用化学品包含mdea溶液、消泡剂、硅胶、分子筛、载硫活性碳等，其消耗参见表9.3-4。表9.3-4 化学品消耗表化学品初装量（单条线）生产线条数总量年消耗量备注胺液（mdea）135 m3（+10%余量）3596 m3(注1)10.4 m3注1. 含胺液储罐内留存量活性碳（胺液过滤）5500 kg（+10%余量）318150 kg每3年全部更换一次消泡剂（防止胺液发泡）1000 l（升）（+10%余量）33300 l48000 l干燥剂（硅胶+分子筛）79200 kg（+10%余量）3261360 kg每3年全部更换一次脱汞剂（载硫活性碳）35000 kg（+10%余量）3115500 kg每3年全部更换一次第一条生产线首次开车所使用的冷剂需外购，正常操作期间冷剂可从烃分离单元获得补充，同时可储存一定量冷剂为第二、三条生产线开车用，最终可实现全厂范围冷剂（甲烷、乙烷、丙烷、氮气）的自产供应，为三条生产线的正常操作以及再次开车提供补充冷剂。（2） 公用工程消耗lng工厂公用工程主要包脱盐水、饮用水、工厂空气、仪表空气、氮气和燃料气等，其消耗参见表9.3-5。表9.3-5 公用工程消耗表公用工程单条线消耗量三条线消耗量备注电9.7108 kwh2.02109 kwh年耗量脱盐水0.21.0 t/h0.63.0 t/h年耗量 0.492.45万吨饮用水0.99.9 t/h2.729.7 t/h年耗量 2.2024.24万吨工厂空气-1次维修需要10000kg/h仪表空气12631853 kg/h37904380 kg/h年耗量3.093.57万吨氮气77910000 kg/h233611558 kg/h年耗量1.919.43万吨燃料气44.3 t/h（正常）63.7 t/h（最大）132.9 t/h（正常）191.1 t/h（最大）年耗量108.45155.94万吨注释：由于本项目为上下游一体化项目，对于lng工厂，除了燃料气来自原料天然气以外，所需的全部公用工程物料均为自产。上述列表中的数据只是为了便于与其他项目对照，实际综合能耗计算时，只计算燃料气的消耗；而对于经济效益的计算，按照一体化思路，只需考虑外购化学品的消耗。（3） 液化比功耗本装置天然气液化比功耗约270.25 kwh/ t (lng)。9.4 技术方案可行性分析与评价9.4.1 净化技术方案分析与评价净化技术包括脱酸、干燥和脱汞技术。（1） 脱酸技术评价脱酸性气工艺方法分为干法和湿法两大类。干法脱酸气主要有固体吸附和膜分离两种。固体吸附比较适合原料含硫特别是有机硫的原料，另外再生气的处理流程比较复杂。膜分离方法通常被用于co2含量高压10%以上的气源条件下。常用的天然气湿法脱酸性气工艺有醇胺吸收、selexol法、低温甲醇法、低温分离法等。其中醇胺法是目前lng工厂应用最为广泛的工艺。它选用以mdea为基液的配方溶剂（mdea为n-甲基二乙醇胺），在使用时通常采用40%50wt%胺浓度的水溶液。该类型溶剂不易降解，具有较强的抗化学和热降解能力、腐蚀性小，蒸汽压低，溶液循环率低，并且烃溶解能力小，对co2脱除能力强，在原料天然气中含量较低时，也能到达理想脱除深度。由于本项目处理的原料天然气中的酸气主要是co2，且含量较低（0.251.0mol%），再者lng装置对酸气脱除深度要求高，co2 50ppmv，同时要求尽量减少烃损失，所以选用醇胺吸收法是合理有效方案。basf公司作为本项目脱酸工艺的供应商，该公司在天然气脱酸工艺方面拥有多年业绩与运行应验，技术成熟、可靠。（2） 干燥技术评价分子筛、活性氧化铝、硅胶都是常用的干燥剂。分子筛对高含水量和低含水量的物料均具有良好的吸附脱水能力；活性氧化铝与硅胶的脱水特性相似，均对水有高容量的吸附能力，适于含水较高物料的脱水。本项目气候条件特殊，低温环境容易使脱酸后带有饱和水蒸汽的天然气中的水分容易在管线中析出，形成小水滴夹带进入干燥床。分子筛干燥剂不耐液态水浸泡。因此，本项目干燥方案选择硅胶与分子筛配合使用，硅胶层置于上层，分子筛置于下层。既可兼顾防止低环境温度造成水汽冷凝、液态水损害分子筛，又可实现天然气高脱水深度的要求（h2o 1.0ppmv）。另外，干燥剂价廉、来源广泛。本项目中采用三塔干燥流程，两塔吸附、一塔再生，轮流切换实现脱水工艺连续操作。此工艺流程较两塔流程增加了一台干燥器，但缩减了干燥器的尺寸、减少了再生气用量、能耗降低，且可实现在线分子筛更换，操作更为灵活，减少停车次数。本项目所选用的干燥技术方案合理、可靠、经济。（3） 脱汞技术评价汞对铝质设备具有较强的腐蚀性，天然气液化装置中的主冷换热器（绕管式换热器）材质为铝合金，为保证液化装置的安全运行，防止汞腐蚀事故的发生，需严格控制进入冷箱的天然气的汞含量，一般要求小于10ng/m3。本项目原料气中汞含量微量，但以防原料气中汞含量波动，进入主冷换热器，仍需设置一台脱汞保护床。目前，工业中应用较多的化学脱汞剂是载硫/银活性碳脱汞剂和载银分子筛脱汞剂，其中载硫活性碳脱汞剂高效稳定、价格低廉。因此，本项目所选择的脱汞技术方案（单床、载硫活性碳为脱汞剂）合理、可靠、经济。9.4.2 液化工艺技术分析与评价本项目选用apci公司的丙烷预冷的混合冷剂制冷工艺（c3mr）。该工艺是目前全球应用最广的天然气液化工艺，已建生产线60余条，单线能力1.35.0百万吨/年（mtpa），技术成熟、经验丰富，但在极寒地区尚未有应用业绩。迄今极寒地区已建天然气液化工厂共3座，分别位于俄罗斯萨哈林、挪威哈默菲斯特岛和美国阿拉斯加基耐，分别采用dmr、mfc、康菲级联三种液化工艺。其中康菲级联流程与c3mr工艺有一共同之处，即第一级预冷循环均为丙烷制冷，这样康菲级联流程在极寒地区的长期稳定运行为c3mr工艺可在极寒地区应用提供了实践佐证。极寒地区lng项目与本项目情况比对如表9.4-1。表9.4-1 极寒地区lng项目建设情况比对表项目俄罗斯sakhalin lng挪威hammerfest lng美国kenai lng本项目yamal lng地理位置北纬4637北纬7041北纬6040北纬7129气候条件最低环境温度-14（2012年）设计温度-25月平均最低温度-14（2012年）；极端环境低温-44月平均最低温度-26.2；极端环境低温-49工艺技术dmrmfc康菲级联c3mr装置规模24.8 mtpa14.3 mtpa11.5 mtpa35.5 mtpa运行情况从2009年开车以来一直运行良好，并且在冬季产能远超过设计产能。自2007年建成，运行过程中因海水冷却系统等问题，出现多次停产检修与设备更换。1969年建成，运行时间已超过40年。在这四种可选液化工艺方案中，mfc和康菲级联流程相对复杂，使用设备台数多，建设投资相对较高；且mfc工艺装置运行不太理想，康菲级联流程液化比功耗相对较高，因此这两种液化工艺弃选。俄方针对本项目，在定义阶段就c3mr和dmr两种液化工艺进行了细致的研究比选，包括设备数目、占地面积、初期建设投资与操作费用等，主要结果汇总于下表9.4-2。结果表明dmr工艺在占地面积、对低温环境的适应性、提高产能、流程的简洁性等方面均具有一定优势，但是由于预冷循环采用绕管换热器、使用不锈钢管线，使其投资较c3mr方案有一定程度提高（每条生产线投资增加4000万美元），且因shell公司采取技术与资源捆绑策略，致使该技术可获得性低。另外，本项目在工程设计中为c3mr工艺的丙烷预冷循环做了应对低温环境的一系列措施，已最大程度上消除/化解了该技术的应用风险，因此选择c3mr方案可行。表9.4-2 c3mr与dmr液化工艺性能比较c3mr dmrcapex较低较高装置占地较大较小（每条线节约占地840m2）设备数多少液化比功耗相近相近（略低）可操作性多套装置验证（但无极寒地区验证实例）验证装置少（但在极寒地区有成功应用实例）安全性相近相近装置能力相同（在寒冷气候下产能波动不大）相同（寒冷条件下，可调整预冷冷剂组成，提高产能）技术可获得性可获得技术与资源捆绑，技术可获得性低9.4.3 潜在技术风险与应对策略分析本项目为c3mr液化工艺在极地条件下的首次应用。由于丙烷在常压-42条件下即为液态，微正压下更易液化（-3310kpag），压力增加冷凝温度进一步提高。寒冷气候条件下，丙烷压缩机入口气相可能发生过度冷凝，导致气液两相流进入压缩机或全部冷凝造成压缩机入口真空，使装置无法正常操作。特别是在装置开停车或是环境温度突然降低时，容易发生不可控的情况，而导致丙烷在压缩机入口气相冷凝，造成压缩受损或无法启动。丙烷循环中的其他相关设备，如空冷器和分离罐等也同样需要考虑丙烷的不期冷凝问题。另外，虽然全球有多套大型lng装置采用c3mr工艺技术设计建设，但是此工艺尚未在极寒地区应用，缺乏运行经验，开车时可能会发生预期不足的情况。目前本项目针对丙烷预冷循环在极地气候条件可能出现的问题，采取了如下几点主要应对策略： 为丙烷压缩机入口缓冲罐设温控加热器； 丙烷压缩后空冷器设内置加热器，及温度控制空冷器百叶窗的开度； 丙烷循环所有管线和设备按全真空进行设计； 采取干燥甲烷置换丙烷系统开车、密封气临时更换等安全措施； 参考寒冷地区装置运行经验，完善设计与操作维护程序； 分别在莫斯科和ge设置远程监视中心，提供专家支持快速解决运行期的问题。上述措施有效，已最大程度上消除/化解了该技术的应用风险。此外，由于康菲的级联技术已经有了在极寒地区运行的经验，其丙烷预冷流程与c3mr中的丙烷预冷流程相似，可以借鉴其运行经验；萨哈林lng项目在俄罗斯，又为yamal lng的业主创造了天时、地理和人和的条件，本项目未来的操作人员可以在萨哈林工厂培训，这可进一步降低本项目的技术风险。9.4.4 关键设备选型lng工厂关键设备有冷剂压缩机、驱动机、低温换热器（主冷换热器）、bog压缩机，以及lng储罐。选型情况为：冷剂压缩机为离心式压缩机、压缩机驱动采用燃气轮机驱动、主冷换热器为绕管式换热器、bog压缩机为离心式压缩机、lng储罐为全包容预应力混凝土储罐。均为大型lng工厂主流选用设备型式，无新机型、无创新技术首次应用。设备选型方案合理、可靠。9.4.5 技术评价小结lng工厂所采用的各项工艺技术（脱酸、干燥、脱汞、液化），均为成熟技术，具有多套成功应用实例；关键设备（驱动机、主冷换热器、冷剂压缩机、bog压缩机、lng储罐）也为设计与建造技术成熟的设备，为大型基荷型lng工厂所使用的主流型式设备；并且针对极地气候的特殊性，在工艺设计以及工程方案的确定中已经考虑并采取了一系列有效的应对措施，因此本项目所采用的技术与工程方案可行。9.5 电厂建设方案本项目自建电厂，满足上下游用电设施的全部电力需要。主要供电对象为lng工厂的燃气透平启动电机、工艺装置各电驱泵及bog压缩机、设备与管线电伴热、工厂照明，公用工程与辅助设施用电，以及生活营地用电、上游气田与地面处理设施用电等。电厂内共设8套燃气轮机发电机组，机组型号sgt-800，单机能力47mw15c（iso）、开式循环、7开1备，总设计发电能力为376mw。电厂的建设进度与上下游设施的建设进度相匹配，具体建设计划和供电能力如表9.5-1所示。表9.5-1 建设计划与电厂能力情况表建设期发电机组总发电量用户的用电负荷一期4套（带废热回收）134.9 mw118.9 mw二期2套210.5 mw187.1 mw三期2套376.9 mw247.4 mw一期安装建设4套发电机组，并对燃气机组排放的废热进行回收。废热回收装置回收的热量可以满足全厂所有工艺用热（脱酸溶剂再生、干燥剂再生）、公用工程用热（havc系统）、辅助设施用热（码头港池海水加热、消防水罐加热等）、以及生活设施用热（营地取暖、热水系统）。二期、三期建设的发电机组不再设废热回收系统。电厂内除8套燃气轮机发电机组外，还设3套辅助柴油发电机组，用于紧急工况下的电伴热系统、照明、燃气发电机启动电机、生活设施加热器、工厂主控系统等。9.6 lng工厂定员和实施计划9.6.1 lng工厂定员lng工厂总定员为240人，其中操作和维修人员189人，管理及其它辅助人员51人。操作人员实行四班三倒制，管理人员为常白班。9.6.2 lng工厂实施计划(1) 建成投产目标 2016年11月、2017年11月、2018年11月第一条、第二条、第三条生产线分别建成投产。(2) 实现2016年11月第一条生产线建成投产应具备的主要条件 最大程度实现模块化建设，实现多个模块化工厂平行作业以尽可能缩短建造周期。 尽可能减少受天气影响的现场散造工程，并尽可能采取保暖措施延长冬季连续作业时间。 尽快落实lng购销协议和做出项目fid，cnpc进入后加大项目管理和推进力度，充分展示cnpc先进的管理水平和经验。 尽快推进模块化工厂招标工作，尽快落实承包商，及早制订模块预制、检验、交付以及运输等方面具体实施计划。 就地建设工程如大型lng储罐，也是影响项目总体建设工期的关键路径之一，因此cnpc下属工程公司参与建设，可使建设进度更易于掌控。9.7 lng工厂投资估算9.7.1 lng厂的投资范围本投资估算范围为lng工厂（含电站及码头）。lng工厂包括从进厂装置区之后，经酸性气体脱除、干燥及脱汞、储存，并最终装船。具体工程内容详见9.3.2节。9.7.2 俄方提供的建设投资(1) 在上述工程内容与范围内，俄方提供的建设投资如下：表9.7-1 俄方提供的建设投资序号名称投资额（百万美元）备注1工程费用1.1lng生产线125801.2lng生产线221851.3lng生产线321841.4公用工程3602其中：电站6371.5储存及装卸2806其中：lng罐7951.6其它辅助装置2191.7epc费用15491.8工程设计费6671.9场地平整费3311.10码头（含码头设计/epc）1213工程费用小计173362业主管理费686从上下游一体投资中拆分3预备费800从上下游一体投资中拆分lng工厂投资成本合计188229.7.3 对俄方提供的建设投资的分析(1) 影响亚马尔lng工程投资成本的因素分析：(2) 世界上其他同类型lng工厂相比，本工程特殊的地理位置和气候条件决定了其投资成本较高，主要体现在：1) 工程地处极地地区，夏季通过海上或内河运输，大型模块只能海上运输，其它时间需要采取破冰措施，增加额外费用，运输成本提高；2) 工程的钢结构等大量使用低温钢及低温焊条等辅助材料，现场施工要采取防护措施，这些因素都会增加工程的安装费用；3) 所有厂房设施都要采用钢管桩架高1.5米以上，以保护永冻土层，混凝土也要使用防冻混凝土，这些因素都会增加建筑费用；4) 项目在极寒地带施工，当地人力资源有限，施工人员的福利、交通成本会相对高昂；5) 现场设备材料等的保温和伴热也将增加项目投资；6) 施工机具要满足当地气候条件，与常规不同；7) 打桩只能在冬季，夏季施工作业时间短，同时要协调模块的制作、运输、存放、安装等因素，对施工组织要求较高，每年的强风暴天气会限制某些作业施工，这些都有可能导致工期延长。(3) 投资分析意见：亚马尔lng工厂工程内容较为全面，不但包括lng生产线、lng储罐及配套的公用工程设施，还包括为上下游一体化提供服务的电站及码头。俄方提供的lng工厂的投资成本为188亿美元，单吨投资1140美元/吨，目前世界lng工厂单吨建设投资平均水平为800-1500美元/吨，亚马尔lng工厂建设投资水平处于世界中等水平。9.7.4 投资成本调整参照其它类似项目的投资及本工程情况，同时考虑到本工程处于极寒偏远地区，运输、价格、工期、施工组织、天气等因素可能会带来一定程度的风险，因此应按照保守原则对本工程建设投资予以调整。调整方法：将俄方提供的投资中已有合同或供货商、承包商报价书确定费用的部分按原有数据计算，没有确定的部分上浮30计算。预备费按10%计取。调整后lng工厂建设投资为235.57亿美金，折合1427美元/吨lng。表9.7-2 调整后的建设投资（单位：百万美元）序号名称俄方提供其中：没有确定的费用其中：已有合同或供货商、承包商报价书确定的费用没有确定的费用*1.3调整后的费用1工程费用1.1lng生产线125801686894219230861.2lng生产线221852185284128411.3lng生产线321842184283928391.4公用工程3602296538553855其中：电站6376376371.5储存及装卸2806201126142614其中lng罐区7957957951.6其它辅助设施219191282482761.7epc费用1549154915491.8工程设计费6676676671.9场地准备费331299323894211.1码头121312131213工程费用小计17336115215815149772079211业主管理费68612预备费2079ln