上海申弘閥門有限公司
1 工程概況
1.1 原料氣供給量及組成
焦爐煤氣供給量為50000Nm3/h，壓力為0.02MPa，溫度為40度，組成如下： 焦爐煤氣組成表 名稱 LNG(液化天然氣)站線項目是福建液化天然氣總體項目的牽頭項目。項目一期工程包括港口、接收站和輸氣干線3部分,規模為年處理LNG260×104t(年供氣能力為37×108m3)。隨著福建LNG站線項目的逐漸完工,自2008年5月福建LNG接收站即開始進行試車調試和試運轉。在調試和試運行期間,LNG管道閥門多次出現不同的故障,對生產和運行都產生了一定影響。按工作溫度分類,福建LNG接收站的閥門可分為超低溫閥門、低溫閥門、常溫閥門3類。部分超低溫閥門以及低溫閥門由于機械結構或儀表方面的原因而不能動作,對此工藝操作人員是無法進行處理的,但是從工藝操作角度來說對閥門又會有很大的影響。本文擬從工藝操作的角度對故障閥門的故障及其處理辦法進行探析,以便為其他LNG項目提供借鑒。1現狀及問題福建LNG接收站生產運行用的閥門大多數是低溫閥門,在操作中經常會出現閥門開關時間過長的現象,該類低溫閥門在運行過程中故障率相對較高。常見故障表現為閥門回轉時爬行嚴重、球體卡死導致閥門無法動作等。自接收站裝置投用以來至今,累計維修閥門數量達8個,其中5個已更換閥門內件,故障率接近30%。有的閥門在常態和低溫
1.2 設計內容
本項目新建循環水站、冷水站、配電室、控制室、消防水站、動力站（儀表空氣和制氮裝置）等輔助設備。
本項目不考慮辦公樓、食堂等福利設備。 本項目不考慮鍋爐房，蒸汽、脫鹽水外購。
2生產規模和產品方案
2.1 生產規模和產品方案
根據原料氣組成，組合甲方要求，確定本項目生產規模和產品方案。
本項目年生產約1.57億Nm3液化天然氣（簡稱LNG）（19635N m3/h）和0.63億Nm3氫氣（7882Nm3/h），年處理4億Nm3焦爐煤氣（50000Nm3/h）。LNG甲烷含量大于98% vol，產品質量符合《車用壓縮天然氣》要求；氫氣純度大于99.9% vol。 2.2 生產班制和年運行時間
裝置為連續運行，年操作時間為8000 h。 工作班制為四班三運轉。
3 工藝技術方案比選
根據焦爐煤氣組成、雜質含量，結合產品方案，遵循工藝技術性、可靠性、安全性、經濟型等原則，確定本裝置的工藝技術方案。
焦爐煤氣是焦炭生產過程的副產物，其主要成分為H2、CH4、CO、CO2、N2等，其雜質有焦油、萘、苯、硫化氫、有機硫等。焦爐煤氣中H2、CO和O2在一定條件下可以合成甲烷，但焦爐煤氣中的雜質對甲烷合成催化劑有很大的影響，故本項目要先對焦爐煤氣進行凈化處理，以滿足甲烷合成的需要。焦爐煤氣甲烷合成后，氫還有約30%的富裕量，故本項目提純氫氣，以提高項目附加值。本項目生產工藝裝置包括原料氣儲存、壓縮工段、脫硫工段、合成工段、提氫工段、合成工段、液化工段、LNG儲罐及裝車站。工藝技術方案比選如下：
3.1
原料氣儲存氣柜在燃氣工程中主要起調峰作用，在化工生產中有穩壓、緩沖、調壓、混合作用，同時還可以起到事故、檢修時的儲備。儲氣柜分高壓儲氣柜和低壓儲氣柜，低壓儲氣柜又分為濕式氣柜和干式氣柜。高壓儲氣柜具有占地少、耗材少，在加壓制氣時可以直接輸送的特點。但屬于壓力容器，制作精度高，施工難度大，運行管理費用高的特點。濕式氣柜制作容易，操作維護方便，氣柜本身安全，造價和運行費用低。但占地面積大，使用壽命短，寒冷地區要有防凍措施等缺點。干式氣柜的高徑比較濕式大，占地面積小，荷重輕，基礎小，土建費用相對節省，使用壽命為濕式的二倍以上，無需防凍等優點，適用于大型儲量的氣柜。但一次投資大，制作精度高，操作管理嚴格。本項目擬選用一臺濕式儲氣柜，公稱容積為50000m3，儲存時間為60分鐘。
3.2
壓縮工段
壓縮工段是將原料焦爐煤氣加壓，以滿足焦爐煤氣凈化、合成、液化等工段的工藝要求。本項目擬采用螺桿壓縮機和往復壓縮機相結合，原料焦爐煤氣含雜質較多，首先經螺桿壓縮機加壓至0.41MPaG進行脫油脫、脫粗硫；然后經往復壓縮機加壓至2.8MPaG送至脫硫工段。提氫后的氣體，壓力降低，經壓縮機增壓后送至液化工段。
3.3
脫硫工段脫硫采用干法脫硫工藝，首過粗脫硫，將焦爐煤氣中的大部分無機硫脫除；其次經預加氫、一加氫轉化器將焦爐煤氣中大部分有機硫轉化為無機硫，并經中溫鐵錳脫硫劑將無機硫脫除；再次經過二加氫轉化器將焦爐煤氣中殘余的有機硫轉化為無機硫，并經中溫氧化鋅脫硫劑將焦爐煤氣中的無機硫脫除，終使焦爐煤氣中總硫含量低于0.1ppm
3.4
合成工段甲烷合成工藝采用多段反應器串并聯優化組合形式，以及冷凝液循環的甲烷合成工藝，即能利用合成反應放出的熱量產生高品位的蒸汽，又使焦爐煤氣中CO和CO2合成甲烷反應更*，可以直接進入液化工段，實現小的循環和無循環操作。甲烷合成催化劑采用新奧集團自主研發的中溫和高溫甲烷合成催化劑。
3.5
提氫工段甲烷合成后的氣體組成為甲烷、氫氣、氮氣等。分離甲烷、氫氣的方法主要有：變壓吸附分離、膜分離、深冷液化分離等。 變壓吸附法是利用氣體混合物各組分在固體吸附劑上吸附能力的不同來進行的。其原理是基于壓力和循環條件在加壓時完成氣體混合物的分離，在低壓時完成吸附劑的再生，用部分產品氣為脫附沖洗氣。吸附過程是在壓力下進行的，再生沖洗一般在常壓下進行。通常是兩個塔切換運行。變壓吸附具有設備簡單、脫附時間短、操作方便、純度高等優點。缺點是甲烷氣一側壓力為常壓，進入下一工段還要增壓；氫氣側帶壓，作為燃料燃燒還需減壓，因此增加動力消耗。
膜分離法工作原理是兩種或兩種以上的氣體混合物通過高分子膜時，由于各種氣體在膜中的溶解度和擴散系數的不同，導致不同氣體在膜中相對滲透速率有差異。在驅動力——膜兩側壓力差作用下，滲透速率相對快的氣體，如水蒸汽、氫氣、二氧化碳等優先透過膜而被富集；而滲透速率相對慢的氣體，如甲烷、氮氣、一氧化碳等氣體則在膜的滯留側被富集，從而達到混合氣體分離之目的。優點是設備簡單、操作方便、氫氣側為常壓、甲烷氣一側壓降小，從而節省動力。缺點是氫氣純度能達到90—95%，如果純度到99%以上，成本高。
混合氣直接深冷液化法是將甲烷合成生成氣直接進入LNG裝置，使甲烷直接液化與氫氣、氮氣分離，這種方法省去了甲烷與氫初步分離裝置，投資略少，甲烷分離的純度較高，但甲烷氣損失量高、氫氣純度低。 結合本項目產品方案，綜合考慮工藝要求、一次性投資、運行費用等因素，你選PSA提氫裝置，以得到高純度氫氣，然后送至液化工段獲得LNG。
3.6 液化工段
液化工段擬采用混合制冷液化工藝和低溫精餾分離工藝，將合成天然氣中氫氣和氮氣分離，以滿足LNG中甲烷含量的要求。
3.7 產品儲運
LNG儲運有以下幾種形式：小型真空粉末絕熱儲罐、粉末堆積絕熱子母罐、粉末堆積絕熱常壓罐、低溫雙層球罐。
考慮設備制造和生產維護，本項目擬選用低溫雙層粉末堆積絕熱常壓罐。選用公稱容積為4500m3常壓低溫雙層粉末堆積絕熱常壓罐，儲運時間約為9天。
儲罐采用地上式單容罐結構（內、外罐結構）。內罐為儲存LNG的立式罐，外罐為用低合金壓力容器鋼板制造的自支撐拱頂結構的立式圓筒形儲罐。外罐與內罐之間的夾層空間為絕熱層，絕熱層采用普通堆積絕熱的方式，填充膨脹珠光砂加氮氣，使儲罐達到低溫絕熱的目的，以便儲運LNG。
裝車站采用外置低溫泵，將LNG儲罐中的液化天然氣裝車外運。外置低溫泵與內置低溫泵相比，泵與儲罐分離保證了泵的穩定運行、提高了泵的可靠性及效率，檢修方便易于維護，并節約投資。
4 工藝流程簡述
4.1 原料氣儲運
由界外總來的原料氣經水封槽進入氣柜儲存緩沖，氣柜出口氣經水封槽送出界外。
4.2 壓縮工段
由氣柜來的混合煤氣經螺桿壓縮機加壓至0.41MPa，依次進入脫油脫萘塔、粗脫硫塔，脫油脫萘塔將混合煤氣中的焦油、萘及苯系物等雜質脫除，粗脫硫塔將焦爐煤氣中的無機硫脫除，粗脫萘塔出口氣體進入合成氣壓縮機加壓至2.8MPa，送往脫硫工段。
4.3 脫硫工段
來自壓縮工段的焦爐煤氣溫度40℃，壓力2.8MPa，首入兩臺串并聯濾油器，除去混合煤氣中的微量的油，經升溫爐加熱后進入一級加氫轉化器，在催化劑的作用下，焦爐氣中的不飽和烴、有機硫化合物（COS、硫醚、硫醇等）、氧等與氫氣發生反應，焦爐氣中的不飽和烴轉化為飽和烴、有機硫轉化為易于脫除的H2S，經一級加氫轉化器后將有機硫轉化為無機硫。一級加氫轉化器出來的氣體進入中溫脫硫槽，無機硫被吸收。中溫脫硫槽中出來的焦爐氣任然不能滿足甲烷合成催化劑對硫含量的要求，需要對其進一步加氫、精脫硫處理。焦爐氣進入二級加氫轉化器，在催化劑作用下進一步加氫轉化，有機硫的轉化率≥99%，幾乎*轉化為無機硫。二級加氫出口的焦爐煤氣通過氧化鋅脫硫槽將H2S。終出氧化鋅脫硫槽的焦爐氣中總硫量為0.1ppm以下，送往合成工段。
4.4 合成工段
來自脫硫工段的焦爐氣首入起保護作用的精脫硫塔，精脫硫塔出來的氣體按一定比例分為兩部分，分別進入一級反應器和二級反應器。進入一級反應器的焦爐氣進入增濕塔進行增濕降溫，控制一定的加水量，進入一級反應器在此進行甲烷合成反應，使一級反應器出口溫度控制在一定范圍內。
一級反應器出口氣體經過一級廢鍋回收熱量后與另一部分焦爐氣混合進入二級反應器。二級反應器出口氣體經過二級廢鍋降溫后進入三級反應器的上段，其出口氣CO含量幾乎為零，CO2含量為30 ppm。隨后經段間廢鍋進入三級反應器的下段，其出口氣CO2含量約為3 ppm。
三級反應器出口合成氣依次經過凝液預熱器、除氧水預熱器、LNG預冷水換熱器、冷卻器，合成氣出口溫度至40 ℃送至提氫工段。
4.5 提氫工段
變壓吸附分離過程由兩部分組成，即PSA1和PSA2。每個過程是相同的，吸附器在不同時間依次經歷吸附（A）、多級均降（EID）、逆放（D）、抽空（V）、多級均升（EIR）、終充（FR）。PSA單元由12臺吸附器和一系列程序控制閥門構成的變壓吸附系統構成。PSA2單元由10臺吸附器和一系列程序控制閥門構成的變壓吸附系統構成。 上海申弘閥門有限公司主營閥門有：減壓閥(氣體減壓閥,可調式減壓閥,波紋管減壓閥,活塞式減壓閥,蒸汽減壓閥,先導式減壓閥,空氣減壓閥,氮氣減壓閥,水用減壓閥,自力式減壓閥,比例減壓閥)、安全閥、保溫閥、低溫閥、球閥、截止閥、閘閥、止回閥、蝶閥、過濾器、放料閥、隔膜閥、旋塞閥、柱塞閥、平衡閥、調節閥、疏水閥、管夾閥、排污閥、排氣閥、排泥閥、氣動閥門、電動閥門、高壓閥門、中壓閥門、低壓閥門、水力控制閥、真空閥門、襯膠閥門、襯氟閥門，專為用于煤氣制作管道上應用
合成工段送來的SNG（1.8 MPa，40 ℃）進入PSA提氫裝置，經氣液分離器進入PSA1單元的入口端，出口端得到的吸附廢氣送入PSA2單元作為原料氣。被吸附的組分通過逆放、抽空解吸，高壓側的氫氣進入儲罐儲存；低壓側的甲烷濃度較高的氣體送到液化工段。
4.6 液化工段
從提氫工段來的提氫后的氣體經壓縮機加壓至1.8 MPa進入預冷器冷卻，進入分水罐分離水后進入PTSA變溫變壓脫水裝置，將SNG中的水和CO2脫除至1 ppm以下，出PTSA后經過粉塵過濾器過濾粉塵，進入冷箱液化。
天然氣液化所需冷量由一套混合制冷劑循環系統提供。混合制冷劑由甲烷、乙烯、丙烷和氮氣等組成，利用各組分沸點的不同在各換熱器內冷凝并過冷經J-T閥減壓進入反流制冷劑中依次冷卻不同溫區的原料天然氣和正流制冷劑，反流制冷劑被復熱后出冷箱進入混合制冷劑壓縮機循環壓縮。
SNG進入冷箱中的主換熱器降溫后進入低壓精餾塔底部，經換熱器繼續降溫后進入高壓精餾塔，在高壓精餾塔中將SNG中絕大部分氫氣和少量氮氣從塔頂分離出去，此鼓氣稱為富氫氣，從高壓精餾塔頂部出來的富氫氣經過冷換熱器、冷箱復熱，出冷箱，返回PTSA裝置，作為脫水塔的在生氣。
富氫氣首先經過脫水裝置中處于冷吹過程的吸附塔，再進入在生氣加熱升溫，然后經過脫水裝置中處于熱吹過程的吸附塔，出吸附塔后送入在生氣冷卻器降溫到40 ℃，經過脫水分液罐分液后從頂部分離出的富氫氣體出界區，作為導熱油爐的燃料氣。
高溫精餾塔底部的液體經過節流閥減壓到0.41 MPa進入低壓精餾塔中部，低壓精餾塔頂部分離出來的富氫氣體經過換熱器、冷箱復熱后經放空系統排放。低壓精餾塔底部出來的液體返回到冷箱過冷到-155 ℃后進入換熱器，繼續過冷到-163 ℃后出冷箱，然后送至LNG儲罐。
氮氣制冷循環：從氮氣儲罐送來的合格氮氣，在氮氣循環壓縮機入口處補充入氮氣制冷循環系統，在氮氣壓縮機、冷箱、低壓精餾塔、高壓精餾塔之間連續循環，為高、低壓精餾塔塔頂預冷器提供冷量。
混合制冷劑循環：從外界區送入的合格的五種制冷劑（氮氣、甲烷、乙烯、丙烷、異戊烷）按照設計要求比例補充入混合制冷劑制冷循環，混合制冷劑連續在制冷劑壓縮機、冷箱、換熱器之間循環流動，為SNG、氮氣提供冷量，不斷地將熱量帶出系統，由循環水帶出裝置。
4.7 產品儲運
來自液化工段的LHG送入LNG儲罐存儲。儲罐內的LNG經LNG裝車泵送至裝車站裝車外送。與本文相關的論文有：油氣改革拉升閥門行業
客服1號