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天然气液化厂工程设计简介1.计遵循的主要规范、标准和规定序号标准号标准名称管道1GB50316-2000工业金属管道设计规范2GB50251-2003输气管线工程设计规范3GB50235-97工业金属管道工程施工及验收规范4GB50236－98现场

设备、工业管道焊接工程施工及验收规范5SY0402-2000石油天然气站内工艺管道工程施工及验收规范6GB50183-2004石油天然气工程设计防火规范7SH3041-2002石油化工企业管道柔性设计规

范设备1质技监局锅发[1999]154号压力容器安全技术监察规程2国务院令第373号（2003年）特种设备安全监察条例3HG20585—1998钢制低温压力容器技术规定总图防火1GB50016-2006建筑设计防火规范2GB50183-2004石油天然气工程设

计防火规范3GB50160-92石油化工企业防火设计规范（1999年版）4SH3063-1999石油化工企业可燃气体和有毒气体检测报警设计规范环境1GB3095-96大气环境质量标准2GB3096-93城市区域环境噪声标准3GB5749-85生活饮用水卫生标准4GB8978-96污水综合排放

标准5GB12348-90工业企业厂界噪声标准6GB16297-96大气污染物综合排放标准7GB3838-2002地表水环境质量标准8GB15618-95土壤环境质量标准噪声1GBJ87-85工业企业噪声控制技术规范2GB12348-90工业企业厂界噪声标准3GB12523-90

建筑施工场界噪声限制及其测量方法电气部分1GB50058-92爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范2GB50055-93通用用电设备配电设计规范3GB50057-94建筑物防雷设计规范(2000年版)4GB50052-95供配电系统设计规范5GB50052-95供配电系统设计

规范6GB50054-95低压配电设计规范仪表及自动控制1GB50058-92爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范2HG/T20505-2000过程测量与控制系统用文字代号和图形符号3HG/T20507-2000自动化仪表选型规定4HG/T2050

8-2000控制室设计规定5HG/T20509－2000仪表供电设计规定6HG/T20511-2000信号报警、联锁系统设计规定7SH-T3092-1999石油化工分散控制系统设计规范通信1GB50058—92爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范2GB50198—94民用闭路监视电

视系统工程技术规范3GB/T50311—2000建筑与建筑群综合布线系统工程设计规范建筑结构1GBJ16-87（2001年版）建筑设计防火规范GB50223-2004建筑工程抗震设防分类标准GB50009-2001建筑结构荷载规范（2006年局部修订）2G

B50003-2001砌体结构设计规范(2002年局部修订条文)3GB50010-2002混凝土结构设计规范4GB50007-2002建筑地基基础设计规范5GB50011-2001建筑抗震设计规范6GB50191-93构筑物抗震设计规范7SH3068-95石油化工企业钢储罐地基

与基础设计规范8GB50017-2003钢结构设计规范9GB50040-96动力机器基础设计规范10JGJ79-2002建筑地基处理技术规范11JGJ94-94建筑桩基技术规范12GB50032-2003室外给水排水和燃气热力工程抗震设计规范给排水及消防1GB50015-2003建筑给

水排水设计规范2GB50014-2006室外排水设计规范3GB50013-2006室外给水设计规范4GB50140-2005建筑灭火器配置设计规范5GB50160-1992石油化工企业设计防火规范（1999

年版）暖通1GB50019-2003采暖通风与空气调节设计规范2GB50041-92锅炉房设计规范3CJJ/T81-98城镇直埋供热管道工程技术规程2工程概况本项目主要包括液化厂的预处理装置、液化装置、配套

的附属设施以及LNG储存和外运装置。液化主要包括以下几个过程：原料气净化压缩液化储存运输2.1技术参数2.1.1原料气源参数原料气组分原料气供气压力（进液化厂）：≥MPa（表压）。物性参数

（0℃，1atm）：低热值MJ/m3高热值MJ/m3华白指数MJ/m3运动粘度m2/s动力粘度kg.s/m2密度Kg/Nm3比重2.1.2预处理后参数预处理后气组分物性参数（0℃，1atm）

：低热值MJ/m3高热值MJ/m3华白指数MJ/m3运动粘度m2/s动力粘度kg.s/m2密度Kg/Nm3比重2.1.3LNG产品参数LNG产品组分LNG储存压力：常压LNG液体密度：Kg/m3（常压、-162℃）LNG气体密度：Kg/m3（常压、-162℃）2

.1.4原料气处理量和产品产量原料气处理量：万Nm3/dLNG产量：t/d3原料气的压缩与净化3.1原料气压缩由于进厂的原料气压力较低，难以满足液化工艺的要求，必须通过气的压缩提高原料气的压力。进厂的原料气首先进入

设置在压缩机进口前的分离器或过滤器，以分离煤层气中的液体及可能存在的固体颗粒。3.1.1压力的确定原料气进厂压力为0.1~5.0MPa。由于气进液化装置的压力与液化温度有直接的关系原料气进液化装置的压力越高，增压机所耗功率越低，但在5.4MPa左右，所耗功率相对较低，若再提高原料气压力，功

耗降低不很明显，因此确定原料气压缩机的出口压力为5.0~5.5MPa为佳。3.1.2压缩机选型压缩机形式主要有往复式、离心式和螺杆式压缩机。通常往复式压缩机用于燃气处理量在6000m3/h以下的液化装置；离心式压缩机用于大型

的液化装置；对于橇装式小型天然气液化装置则采用小体积的螺杆式压缩机。（1）往复式压缩机往复式压缩机一般以中低速运转，排量小，是中小型液化装置中的气体增压设备。其适用范围较大，可以通过改变活塞行程，来适应满负荷

和部分负荷状态下运行，从而减少运行费用和减少动力消耗。新型的往复式压缩机以效率、可靠性和可维护性作为设计重点，效率超过95%，具有运转平稳、磨损较小、可靠性高、容易维修、使用寿命长等特点。（2）离心式压缩机

离心式压缩机转速高、排量大、体积小，是大型液化装置中的气体增压设备。流线型的叶轮精度高，能保证气体平滑流动，使设备运转平稳，提高设备的可靠性，效率可达到80～90%。离心式压缩机与往复式压缩机相比，优点是结构紧凑、排量大、机组重量轻、原材料消耗少；没有气阀、填料、活塞

环等易损件，连续运转周期长；在转子与定子之间，除轴承和轴端密封之外，没有接触摩擦的部分，气缸内不需要润滑，压缩气体不带油；供气连续、稳定，无循环脉动。缺点是稳定工作范围较窄，一旦偏离设计工况，效率较低，甚至发生故障，可调性相对较差；在高速、高

温下旋转的叶轮和轴，制造工艺要求高。（3）螺杆式压缩机螺杆式压缩机与往复式压缩机相同，都属于容积式压缩机，但从主要部件运动形式看，又与透平压缩机相似，故螺杆压缩机同时兼有上述两类压缩机的特点。螺杆压缩机优点是可靠性高、操作维修方便、动力平衡性好、适应性强，并具有多相混输等

特性；缺点是设备造价较高，只能适应高压范围，排气量较小。3.1.3原料气压缩系统主要设备序号项目数量单位备注原料气压缩系统2套1原料气过滤分离器2台2原料气压缩机3台3气末级冷却器3台3出口分离器13.2原料气净化作为液化装置的原料气，首

先必须对其进行预处理。原料气杂质主要为水分、二氧化碳、硫化氢、汞等，原料气的预处理即是脱除这些杂质，以免这些杂质腐蚀设备及在低温环境下冻结而堵塞设备和管道。液化装置对原料气预处理要求指标见下表。杂质组分预处理指标二氧化碳CO25～10×10/m3硫化氢H2S＜4×10/m3水H2O＜0.

1×10/m3硫化物总量10～50mg/Nm3芳香烃总量1-10×10/Nm3环烷烃总量＜0.5×10/m3z汞＜0.01µg/Nm33.2.1脱酸性气体3.2.1.1脱酸气方法的选择在原料气液化前的净化装置中，常用的净化方法为化学吸收法，其中包括醇胺法、热钾碱法、砜胺法。（1）醇胺法

醇胺法利用以胺为溶剂的水溶液，与原料煤层气中的酸性气体发生化学反应，可同时脱除CO2和H2S。目前国内主要采用一乙醇胺（MEA）及甲基二乙醇胺（MDEA）等做为溶剂。醇胺法的突出特点是成本低、高反应率、稳定性好、容易再生。醇胺法脱酸气的优点是受操作压力影响小，当酸气分压较低时用此法较为经济

。工艺成熟，同时吸收CO2和H2S的能力强，尤其在CO2含量比H2S含量高时应用，也可部分脱除有机硫。缺点是腐蚀性较强需要较高的再生热，溶液容易发泡，与有机硫作用易变质等。（2）热钾碱法热钾碱法是以碳酸钾、催化剂、防腐剂和水组分的混合物，可同时脱除CO2和H2S。具有吸收温度较高，净化程度

好等特点，对含有大量CO2的原料气尤为适用。热钾碱法脱酸气的优点是当酸气分压较高时用此法较为经济，压力对操作影响较大，在CO2含量比H2S含量高时适用，所需的再生热较低。（3）砜胺法砜胺法的吸收溶液由物理溶剂环丁砜、化学吸收剂二异丙醇胺加少量的水组成

。通过物理和化学作用，同时或选择性的吸收原料气中的CO2和H2S，然后在常压下将溶液加热再生以供循环使用。砜胺法对中高酸气分压的原料气有广泛的适应性，而且有良好的脱有机硫能力，能耗较低，适用于高压下净化，净化度高，对于H2S含量比CO

2含量高时使用此法较为经济，对设备腐蚀小。缺点是价格较高，对烃类有较高的溶解度，会造成有效组分的损失。（4）脱酸气方法吸引剂的选择鉴于以上方法的性能比较，针对原料气气体组分单一、CO2含量不高的特性，推荐选用胺法脱除原料气中的CO2等酸

气。下面对原料气液化曾选用的MEA及MDEA做分析比较。a.MEA（-乙醇胺）（a）净化度高在含有CO2、H2S的天然气中，使用MEA可达到很高的净化度。下表是15%MEA不同贫液质量的化学平衡净化气质量。15%MEA不同贫液质量下的平衡净化气质量①贫

液H2S含量贫液CO2含量净化气H2S含量，mL/m3净化气CO2含量，mL/m3mol/molg/Lmol/molg/L2.0②4.0②6.0②2.0②4.0②6.0②0.18.50.0000.00024.9012.458.300.000.000.000.18.50.001

0.1125.4412.728.480.000.000.000.18.50.011.128.3414.179.450.0640.0320.0210.18.50.055.542.6021.3014.200.3930.1960.1310.18.50.1011.064.7832.

3921.591.320.6570.4380.054.250.1011.022.8511.447.630.850.4270.2840.010.850.1011.03.231.621.070.590.2950.1960.0010.0850

.1011.00.270.1350.0900.5240.2620.1750.0000.0000.1011.00.000.000.000.5240.2620.175注：①本表根据Maddox平衡数据计算；②装置总压：MPa。从上表可见（1）从平衡

的角度而言，贫液H2S含量4.25g/L所对应的平衡气相H2S含量事实上已不能保证净化指标合格。压力为4.0MPa时，净化气平衡H2S含量11.44mL/m3（约16.4mg/m3），2.0MPa更高达22.85mL/m3（约32.7mg/m3）。实际操作与平

衡还会有一段距离。根据试验结果，贫液H2S含量2g/L可保证净化气H2S含量20mg/m3。（2）在一定的贫液H2S含量条件下，贫液CO2含量的升高对H2S净化度有显著的不利影响，反之亦然。（3）总体说来，平衡条件下净化气H2S含量较CO2含量高1～2个数量级。实际上由于CO2与MEA反应

速度要慢一些，故距平衡较远，使净化气中CO2含量较H2S含量高2～3个数量级。（b）腐蚀性较强：为此溶液浓度通常控在15%以下，酸气负荷不超过0.35mol/mol，按体积计不超过20m3（气）/m3（液）。b.MDEA（甲基二乙醇胺）MDEA是选择性脱硫工艺中用的吸收剂，用于酸气H2

S提浓是最适宜的。MDEA与H2S是瞬间反应，而与CO2是中速反应，故在含CO2高，而H2S含量低的条件下，会出现净气中H2S合格，而CO2不合格问题。晋城一带煤层气普遍存在CO2远高于H2S问题，若选用MDEA便可能出现净化气H2S合格而CO2不合格问题，而在煤层气液化

中CO2不合格堵塞换热器及管道也是十分严重的问题。不容忽视。MDEA的腐蚀性，几种常用的溶剂MDEA腐蚀是最轻的，但在有甲酸、乙酸存在条件下也存在腐蚀问题，而煤层气中是否有甲、乙酸，从《检测报告》根据看未检出，但无法断定没有。通过上

述分析，此处推荐采用低浓度MEA吸收剂，并加缓蚀剂的办法来控制MEA的腐蚀。而把保证净化度放在首位，这样可不必担心净化气CO2不合格问题。关于发泡：二者均有发泡问题，虽然同样洁净度下MDEA发泡较MEA轻些，但其抗污染能力很差，稍有杂质带入（原料气

、溶液均可能）便会引起MDEA溶液发泡。虽然关于发泡问题意见并不一致，但根据川天然气净化总厂7套，8年的运行经验，肯定了MDEA抗污染能力差，从而导致溶液发泡问题。3.2.1.2醇胺法MEA脱酸气装置工艺流程本工段装置一期设1个吸收塔，1个再生塔，二期增设1个吸收塔，1个再生塔。压缩后的煤层气

从吸收塔的下部进入，自下而上通过吸收塔。完全再生后的吸收剂MEA溶液（贫液）从吸收塔上部进入，自上而下通过吸收塔，逆向流动的MEA溶液与煤层气在吸收塔内充分接触，煤层气中的CO2及H2S被吸收进入液相（富液），未被吸收的其他组

分从吸收塔顶部引出，进入气体分离器，分离液体后进入下一工序。富液从吸收塔底部排出，经过贫富液换热器后直接送往再生塔顶部加温再生。再生气经过再生气冷却器降温，进入再生气分离器，分离器顶部引出的CO2及H2S排出本装置，底部的回流液经过回流液泵增压，从再生塔顶部进入。贫液从再生塔底部引出，经过贫富

液换热器、贫液冷却器降温，再经过贫液泵升压，从吸收塔上部进入，循环使用。系统再生需要的热量，由导热油输给再沸器之后输入解吸塔。经过本装置后的原料气，其CO2含量≤50×10-6m3/m3,H2S＜4×10-6m3/m3。3.

2.1.3原料煤层气脱酸性气体系统主要设备序号项目数量单位备注1进口分离器2台2吸收塔2台3再生塔2台4脱碳气冷却器2台5贫液冷却器2台6贫富液换热器2台7再沸器2台8回流冷凝器2台9贫液泵4台10回流泵4台11循环洗涤泵4台12消泡剂泵2台13补充脱盐水泵

2台14脱碳气分离器2台15再生气分离器2台16胺液贮槽2台17消泡剂槽2台18固体过滤器2台19活性炭过滤器2台3.3.脱水、脱汞为了避免原料煤层气中由于水的存在造成低温管道和设备堵塞现象，必须脱除原料气中的游离水，使其露点达到-100℃以下。目前常用的脱水方法有冷却法、吸

收法和吸附法等。3.3.1脱水方法的选择（1）冷却脱水冷却脱水是利用当压力不变时，原料气的含水量随温度降低而减少的原理实现原料气脱水，此法适用于大量水分的粗分离。（2）吸收脱水吸收脱水是用吸湿性液体（或活性固体）吸收的方法脱除原料气中的水分

。此种方法具有对原料气很强的脱水能力，热稳定性好，脱水时不发生化学反应，容易再生，粘度小，对原料气和液烃的溶解度较低，起泡和乳化倾向小，对设备无腐蚀，吸收剂价格低容易得到等特点。（3）吸附脱水吸附是指原料气中的水分在吸附剂界面上的凝聚

或富集。其机理是在两相界面上，由于异相分子间作用力不同于主体分子间作用力，使相界面上流体的分子密度异于主体密度而发生“吸附”。吸附法对气温、流速、压力等变化不敏感；没有腐蚀，不形成泡沫；脱水露点较低，适用于对于少量气体的廉价

脱水过程。但其基本建设投资较高，压力降较高，再生时需要的热量较大。（4）脱水方法的选择从以上各种脱水方法的特性看，冷却脱水法虽然可以通过提高原料气压力和降低原料气温度，来促使气体的液化，但通常用此法在脱除水分的过程中，还会脱除部分重烃，因此不推荐采用。与液体吸

收脱水的方法比较，吸附脱水能够提供非常低的露点，可使水的体积分数降至1ppm以下；能够满足液化装置对原料气的预处理指标要求，因此本项目采用吸附脱水法。（5）吸附剂选择在原料气净化过程中，主要采用的吸附剂有活性氧化铝、硅胶和分子筛。活

性炭的脱水能力甚微，主要用于从原料气中回收液烃。活性氧化铝是一种极性吸附剂，它对多数气体和蒸汽都是稳定的，是没有毒性的坚实颗粒，浸入水或液体中不会软化、溶胀或碎裂，抗冲击和磨损能力强。缺陷是在一般情况

下，其对干燥后的气体露点仅达到-73℃左右，不能满足液化装置的要求，故不推荐采用。硅胶是一种坚硬无定形链状和网状结构的硅酸聚合物颗粒，为一种亲水性的吸附剂，脱水能力较强，再生温度为180～200℃。缺陷是其易于被水饱和，且与液态水接触很易炸裂，产生粉尘，

同时其对干燥后的气体露点一般情况下达到-60℃左右，故在原料煤层气液化预处理装置中，也不推荐采用。分子筛是一种天然或人工合成的沸石型硅铝酸盐。在分子筛的结构中有许多孔径均匀的孔道与排列整齐的孔穴，孔穴不仅提供了很大的比表面，还只允许直径比孔径小的分子进入，而比孔径大的分子则不能进入，因此分子筛

吸附分子有很强的选择性。综合以上所述，分子筛与前两种吸附剂相比，有以下优点：①吸附选择性强；②采用4A型分子筛，不吸附重烃，避免了吸附剂的失效；③具有高效吸附性能，适用于深度干燥；④吸附水时，同时可进一步脱除残余酸气气体；⑤不易受液态水的损害。

因此脱水装置推荐选用以分子筛做吸附剂，考虑原料气的主要组分为CH4，其分子公称直径为40μm，水分子的公称直径为32μm，故选择孔径为42～47μm的分子筛（钠A型）吸附剂。3.3.2脱除原料气中汞的常用方法是用活性炭浸硫，硫与汞反应生成

硫化汞，该反应是不可逆反应，因此吸附剂不能再生。另一种方法是采用特殊的进口分子筛吸附脱汞，这种分子筛价格昂贵，本单元脱汞采用活性炭浸硫的方法脱汞。3.3.2.1吸附法脱水、脱汞装置工艺流程为了保证脱水工序连续运行，选择三塔装置，即一塔吸附工作，一塔加热再生，一塔冷却待用，三

塔切换使用。三塔配置比通常的双塔（一塔工作，一塔再生）配置效果更佳，更能满足连续运行的要求。脱除酸性气体后的原料气进入分子筛吸附塔除去水分和残余的酸气，原料气由上而下通过吸附塔，从吸附塔底部出来的原料气中水分含量≤1ppm。干燥后的

气体进入脱汞器脱除原料气中的汞。脱汞后的原料进入过滤器进一步除去气体中含有的颗粒杂质，过滤后的净化气送往液化冷溥。再生气通过流量计量后进入再生气加热器加热至200℃左右，由下而上通过吸附塔，加热并解吸出分子筛后流出吸附塔，经

过再生气冷却器冷却，进入再生气水分离器分离冷凝的水分。再生状态的吸附塔加热完毕后，接着进入冷却过程，冷吹气由下而上通过吸附塔，冷却解吸的分子筛。3.3.2.2原料气脱水、脱汞系统主要设备序号项目数量单位备注1吸附塔6台2脱汞器2

台3分离器2台4原料气液化4.1原料气液化工艺方案的选择国外的天然气液化始于20世纪30年代，美国于1966年发布了世界上第一个LNG的标准，即为NFPA-59A“液化天然气的生产、储存和装运”。目前世界上的天然气液化装置，其制冷循环主要为：阶式制冷循环、混合制冷剂制冷循环和膨胀机制

冷循环。4.2制冷循环4.2.1阶式制冷循环（节流制冷）这是一种经典的制冷循环，又称“逐级式”、“复叠式”或“串级式”，这种循环是由三个不同低温下操作的制冷循环复叠组成。阶式制冷循环于1939年首先应用于天然气液化，

安装于美国的Cleveland，采用NH3、C2H4为第一、第二级制冷剂。但经典的制冷循环是用C3H8、C2H4和CH4为三种制冷剂循环复叠而成，以提供液化所需的冷量。其制冷温度分别为-35℃～-40℃、-10

0℃和-155℃～-160℃。经预处理后的天然气进入换热器与C3H8、C2H4和CH4制冷剂进行热交换，经过冷却、冷凝，并节流到常压后送入液化天然气贮罐储存。优点：能耗低；制冷剂为纯物质，配比简单；技术成熟，操作稳定。缺点：机组多，流程复杂；附属设备多，需专门储存制冷剂；管路和控制系统复杂

，操作难度大，维护不便。4.2.2混合冷剂制冷循环（节流制冷）混合制冷剂制冷循环克服了阶式制冷循环的某些缺点。它采用N2及多种烃的混合制冷剂、一台制冷剂压缩机。制冷剂是根据欲液化的天然气组分来配制。多组分混合制冷剂，进行逐级冷凝、蒸发、节流膨胀得到不同温度的制冷量，以达到逐步冷

却和液化天然气的目的。与阶式制冷循环相比，其优点是：机组少、流程简单、投资省，投资比阶式制冷循环少15～20%；管理方便；制冷剂可从天然气中提取和补充。缺点是：能耗较高，比阶式制冷循环多5～20%；混合制冷剂的合理配比有一定难度。4.2.3膨胀机制冷循环（膨胀机膨胀及节流制冷）

膨胀机制冷循环，是指利用高压制冷剂通过透平膨胀机绝热膨胀的克劳德循环制冷实现天然气液化的流程。气体在膨胀机中膨胀降温的同时，对外做功，可用于驱动流程中的压缩机。流程中的关键设备是透平膨胀机。根据制冷剂的不同，可分为氮气膨胀液化流程、氮—甲烷膨

胀液化流程、天然气膨胀液化流程。这类流程的优点是：流程简单、调节灵活、工作可靠、易起动、易操作、维护方便；如用天然气本身做制冷工质时，能省去专门生产、运输、储存制冷剂的费用。缺点是：送入装置的气流必须全部深度

干燥；回流压力低，换热面积大，液化率低，势必出现部分再循环，其结果引起功耗大。由于带膨胀机的液化流程操作比较简单，投资适中，特别适合液化能力较小的调峰型天然气液化装置。(1)氮气膨胀液化流程与混合制冷剂液化流程相比，氮气膨胀液化流程简单

、紧凑，造价较低，该技术在深冷领域中广泛应用，故技术成熟、经验丰富。就装置而言，采用氮气膨胀液化流程具有启动快，运行灵活，适应性强，易于操作和控制，安全可靠性好，放空不会引起火灾或爆炸危险。制冷剂采用单组分气体N2，介质容易获得，且价格低廉。在制冷膨胀过程中，膨胀机出口不会带液，提高了装置的安

全可靠性。但其能耗要比混合制冷剂液化流程高。(2)氮-甲烷膨胀液化流程N2-CH4膨胀液化流程是采用N2-CH4混合气体代替纯氮的工艺。与混合制冷剂液化流程相比，N2-CH4膨胀液化流程具有起动时间短、流程简单、控制容易、制冷剂测定和计算方便等优点。由于缩小了换热器冷端换热温差，它比纯氮

膨胀液化流程能耗略低，但由于在膨胀制冷过程中，膨胀机出口容易带液（CH4较N2易于液化），这对膨胀机的运行带来一些负面影响，从而降低膨胀机的安全可靠性。4.3天然气液化工艺流程的能耗比较(1)阶式制冷液化流程：制冷剂为C3H8、C2H4、CH4；(2)混合制冷剂制冷液化流程：制冷剂为CH

4、C3H8、iC4H10、nC4H10、iC5H12、nC5H12、N2等。几种可合用也可用其中几种；(3)膨胀机制冷液化流程：制冷剂为天然气、N2、（N2+CH4）等。根据国外的运行数据，三种流程的能耗比为:阶式：混合式：膨胀式=1:1

.05:1.7，我院做的项目中，单级混合制冷与双级膨胀制冷的电耗比为1：1.27。由于混合制冷液化流程占有较多优势，国际上现有液化装置80%以上采用混合式工艺流程，只有少量装置采用另二种流程。4.4膨胀制冷及混合制冷流程

制冷剂费用净化后的天然气为99.76%的CH4、0.24%的N2。则制冷剂中CH4可取自净化气。制冷剂价格：C2H4：国内价约18000元/t。C2H6：国内价：约8000元/t（低纯度）C3H8：国内价：约8700元/t（低纯度）C4

H10：国内价：约10000元/t（低纯度）C5H12：国内价：约9000元/t（低纯度）N2：国内价：2000～8000元/1000m3（低纯度）按2000元计CH4：国内价：1300元/1000m3（低纯度）

，本工程以净化气代替。制冷剂循环量、制冷剂合适比例的计算工作量很大，此处以几种有代表性流程的如下数据计算。（3）制冷剂比例混合制冷剂制冷b.新型丙烷预冷制冷剂比例约为N2：0.052CH4：0.246C2H6：0.295C3

H8：0.048nC4H10：0.048iC4H10：0.0554nC5H12：0.0486iC5H12：0.051a.丙烷预冷制冷剂比例（摩尔比，以下同）N2：0.05CH4：0.41C2H6：0.34C3H8：0.20c.CII

流程即上海从法国引进调峰型混合式液化流程，其制冷剂比例大体上为N2：0.04417CH4：0.22448C2H6：0.33904C3H8：0.07539nC4H10：0.05402iC4H10：0.01588nC5H12：0.10623

iC5H12：0.14078需说明的是上述流程用于原料气液化时，制冷剂比例应有些调整，此处为简化计算，仍用上述比例，误差不致影响比较结果。（4）制冷剂循环量①阶式经计算循环量为原料气体积量的3.92倍。②混合式（a）丙烷预冷取循环量为3.69mol/s，原料气1.016mol/s

。（b）新型混合制冷循环量取3.53mol/s。（c）CII流程循环量为573.3mol/s。③膨胀式（a）N2膨胀循环量：几家厂商的数据5～7倍原料气左右，最节电的数据应接近5，此处按5计算。（b）N2+C

H4循环量：此处以5.11计算。上述制冷剂循环量均为较低的数据，实际运行会大些。但对经济比较结果并无影响，下面以100万Nm3/d液化生产线做耗电及耗制冷剂费用的经济比较，电费按0.4元/度，制冷剂按前述市场价计算。（5）制冷

剂及电的消耗费用从上述比较数据看CII流程最省，不仅电费最低，制冷剂费用也最低，因其制冷剂主要为甲、乙烷，其次是N2，只用数量不大的C3、C4及C5。但此流程最适用于调峰型液化厂。上述制冷剂费用是以市场价计算，预计未来其制冷剂费用还要高些。流程方案电费制冷剂合计电及制冷剂费用比较35K

V35KV阶式680040475241.23混合式CII流程576036061201.00丙烷预冷流程792041683361.36新型两级混合流程720062078201.28膨胀式N2制冷剂10060548106081.73N2+CH4制冷剂

9264504（双级膨胀无R22预冷）97681.60单位：万元/a）4.5原料气液化系统4.5.1原料气液化流程原料气液化方框流程图如下：外运来自予处理换热器1换热器2气液分离器换热器3贮槽装车4.5.2制

冷剂循环方框流程图原料气换热器1换热器2换热器3换热器4成品LNGN2压机热膨机冷膨机水冷器热增机水冷机水冷器水冷器依方案比较确定的N2膨胀制冷液化流程方框图如上。采用N2膨胀制冷方案，则必须给N2以压能。据大量数据计算及国外已运行装置的操作经验证明，采用此

方案的N2循环压力应在2.2～2.5MPa最为经济。考虑采用国内机组，为可靠起见，选用N2压缩机的操作压力为2.5MPa。N2经加压、水冷后，压力约为2.5MPa，温度约为300～310K，随后进入冷端膨胀机驱动的增压机，于此压力增至约3.2～3.3MPa。

N2经水冷至300～310K后进入热端膨胀机，在此N2被升压至约4.5～4.7MPa，水冷后温度降至常温。之后进入换热器1，温度降至约230～240K，转而进入热端膨胀机，绝热膨胀后压力降至约1.6～1.7M

Pa，温度降至160～164K左右，此后进入换热器3交出冷量，温度升至170～180K，压力因流动阻力原因只少许下降便进入冷端膨胀机，在此作最后膨胀，压力降至约0.46～0.47MPa，温度降至约100～110K，此后依次进入换热器4～1，与原料气逐级换热

，并使其液化为成品LNG。N2气在完成一个循环后返回N2压机进行下一个循环过程。此方案的突出优点是冷端膨胀机不会带液。因在膨胀最终压力0.47MPa，最终温度100～110K条件下，N2气没有液化的条件，在0.47MPa压力下的N2液化温度是93K左右，较膨胀最终温度低约7～17℃。这一条

件可保证冷端膨胀机操作平衡、可靠，长期运转而无故障。据空分厂的经验，不带液操作，透平式膨胀机可运行两年无故障。4.5.3膨胀制冷主要设备选择（1）循环氮气压缩机原料气从常温气体冷至常压下的液体并过冷2℃左右所需冷量，N2制冷

剂除满足本身所需冷量外，还应满足原料气所需冷量及系统的冷损失，以此计算制冷剂的循环量。依此选用N2压缩机组轴功率。由于离心机组具有无故障运行时间长等优点，应优先选用离心机做为工程N2的循环压缩机。（2）膨胀机及增压机即增压式离心膨胀机。（3）冷箱冷箱中包括换热器1~4及相应配套的附属设

备、阀门等。所有换热器均选用板翅式铝质换热器。氮膨胀制冷原料气液化系统主要设备序号项目数量单位备注一低温液化系统套1LNG液化冷箱台2LNG过冷器台3LNG闪蒸罐台4LNG主换热器台二N2循环制冷压缩系统套1氮气进

口缓冲罐台2循环氮气压缩机台3氮气出口缓冲罐台4循环氮气压缩机一级冷却器台4循环氮气压缩机末级冷却器台三增压透平膨胀机系统套1低压氮气冷却器台2中压氮气冷却器台3油箱台一4油加热器台5蓄能器台6低压膨胀机台7中压膨胀机台四

PSA制氮与液氮储存气化系统套1空气压缩机台2空气预冷机台3分子筛纯化器台4加热器台5仪表空气缓冲罐台6空气缓冲罐台7空分第一换热器台8空分第一换热器台9液空过冷器台10空分膨胀机台11主冷台12精馏塔台13空分冷箱台14液氮计量罐台15液氮储罐台16空温式气化器台17低温天然气加热器台

五工艺管道、阀门及附件等4.5.4混合制冷主要设备选择（1）制冷剂循环压缩机原料气从常温气体冷至常压下的液体并过冷2～5℃左右所需冷量，予冷应满足原料气所需冷量及系统的冷损失，以此计算制冷剂的循环量。依此选用制冷剂压缩机组配电输出功率。（2）冷箱

冷箱中包括换热器1～3及相应配套的附属设备、阀门等。所有换热器均选用板翅式铝合金换热器。混合制冷原料气液化系统主要设备序号项目数量单位备注一低温液化系统套1LNG液化冷箱台（1）予冷器台（2）主换热器台（3

）LNG过冷器台（4）LNG闪蒸罐台二制冷循环压缩系统套1制冷剂进口缓冲罐台2制冷循环压缩机台3制冷剂储罐套4压缩机出口缓冲罐台5MRC循环泵台三PSA制氮与液氮储存气化系统套1螺杆式空压机台2空气预冷系统台3空气纯化系统台4分馏塔

台5停车加热器台6透平膨胀机系统台7液氮贮槽台四丙烷预冷机组套5LNG储存和运输5.1LNG贮槽依照贮槽容积大小，罐应选常压罐，否则将增加较大投资。对此无需再做比较（压力贮槽的每m3单价是常压贮槽的2倍以上）。常压罐有单容罐、双容罐及全容罐等三种，概述如下：

（1）单容罐此种罐为双层结构，内罐为低温钢，外罐为普通碳钢，因此外罐不能承受低温，当内罐有少许泄漏，外罐便难以承受，并难以阻挡LNG向外部大气泄漏，为此国外规范要求安全距离大。按国外规范要求，对此种罐为防止罐泄漏时LNG液体蔓延，要求设防液堤，为此需较大的占地面积，并增加一定

投资。此罐的优点是投资少，制作简单，速度快。（2）双容罐双容罐有二种，其一是内外罐均为低温材料，其二是内罐为低温材料，外罐为钢筋混凝土（与全容罐的区别在于上部内外罐之间有通大气的开口）。内外罐均为低温材料罐，当内罐发生泄漏时，有外罐低温材料钢板阻挡而不会向大气泄

漏，因而不需设防液堤，占地面积减少，但仍需较大安全距离。内罐为低温材料，外罐为钢筋混凝土罐时，当内罐有泄漏时，由于有外罐钢筋混凝土罐阻挡，不会产生大量液体外泄，但LNG气体会通过混凝土的微小裂纹渗漏到外部大气中去。此种罐可不设防液堤，占地面积少于单容罐，但安全距离亦要求

较大。双容罐投资较单容罐略高。施工周期略长。（3）全容罐是一种全封闭罐，从结构上看，有如下几种：a.内外罐筒均为低温金属材料，顶盖亦为金属材料，因此不产生外漏，可不设防液堤，但承压能力较低，需设返回风机，其原因是金属顶，面积

大，刚度小，易变形，承压低。b.内罐为低温金属材料，外罐为钢筋混凝土，顶盖为钢筋混凝土，这种罐的外罐可阻挡LNG液体外漏，但挡不住气体渗漏。可不设防液堤，承压能力高是因有钢筋混凝土顶盖，因此可不设返回

风机，与双容罐的区别在于全封闭。c.与b不同的是采用了金属顶盖，因而承压能力较低，需设返回风机，但也不设防液堤，液体不泄漏，气体有渗漏。d.内筒是低温材料，外筒是钢筋混凝土，顶盖亦为钢筋混凝土，但外筒及顶盖均有普通碳钢板内衬。这种是彻底的全封闭

，既无液体外泄，也无气体外漏，承压高，可不设返回风机，不设防液堤。显然其缺点是造价高，施工难度大，工期长等。这种罐安全可靠，运行中可免维修，承压高等特点，所以被广泛采用，但订货期较长。（4）膜式罐此罐内筒为耐低温的薄膜，为抵抗液体的静压力形成之环

向力，将薄膜制作成波浪形。外筒及顶盖为钢筋混凝土，内表面敷设耐低温金属薄膜（厚度仅1mm左右），可不设防液堤，承压能力高，可达0.03MPa。但外罐不能防气体渗漏。国际上特大型罐有的采用了此种结构，特别是地震活动多的地区，其内膜抗震能力较强。但投资高，工期长。几种罐的技术经济比较

如下：项目单容罐双容罐全容罐（低温金属内筒）膜式罐备注金属外罐砼外罐金属外罐、顶砼外罐，金属顶砼外罐、顶内衬综合投资6553321运行费用2334464（6）施工周期6536323（2）施工难度6546442占地面积2222462（6）安全

程度1244464（6）泄漏可能性2246674（2）承载能力226（2）4274（6）技术可靠程度4454574（维修工作量）2346462抗震能力2354456抗水平荷载能力2353556坚固耐用程度445557

541425557537047经上述综合对比评分，全容式砼外筒，砼顶并有内衬钢板的储罐应属最优，因其坚固、耐用、无渗漏、免维修、承压高等均显长处，但存在投资大、施工周期较长不适宜本工程要求周期短的特点，如

是推荐采用双容罐，即内罐为低温钢，外罐为钢筋混凝土（钢筋用低温用钢）。其技术经济指标不是最优，但因可不设防液堤，占地少，安全距离小，尤其结合厂址条件，容罐与双容罐的经济数据大致如下：单容罐：多加防液堤占地及堤和外罐投资，这两项投资对双容罐可省去。双容罐：较单容罐需配钢筋混凝外罐（1

1m以下内侧配低温钢筋）及钢筋混凝土顶，不设防液堤。估算双容罐多投资。5.2LNG装车（1）泵的排量及扬程（2）泵的形式LNG装车泵的形式主要有二种，一种是置于贮槽内的潜液式离心泵，另一种是置于贮槽外的LNG低温离心泵，前者冷损失小，运行稳定，可不在罐壁开口接管，但投资高，定

货周期长。后者安装维护方便，运行可靠，定货周期短。但冷损失相对比潜液泵较大。（3）装车位储存和运输系统主要设备序号项目数量单位备注LNG储存和运输系统套1LNG贮槽，台2LNG装车泵台3停车液体排放气化器台4贮槽BOG加热器台5BOG压缩机台6厂址选择及总图布置6.1厂址选择原则（1）液

化厂应远离居民稠密区、大型公共建筑等重要设施。（2）节约用地，少占和不占农田。（3）具备较好的道路交通、给排水、供电、通讯等条件。（4）具备适宜的地形地貌，较好的水文、工程地质条件。（5）严格遵守相关设计规范。（6）根据工艺

要求设置各类设施，满足工艺流程的需要。（7）厂内做到功能分区明确，便于生产管理。（8）满足消防要求，达到运输线路通畅。（9）美化环境，节约用地。6.2总图布置原则本液化厂为甲类运输厂，工艺装置区域属于火灾、爆炸危险场所。由于厂内建构筑物是以工业建筑物为主，构筑物全部为功能性构筑

物。总图布置严格遵循国家规范规定，在满足工艺流程的条件下，做到布局规整、节约用地，创造良好的厂区环境。6.3总图布置及主要技术指标总图布置a.本厂内包括：——原料气及混合冷剂压缩机厂房——空压机房、空分制氮装置及导热油装置区——预处理及液化工艺装置区b.储运区——LNG储罐

——LNG充装区——LNG地磅c.生产辅助区——生产辅助用房——消防水池及循环水池——冷却水塔——库房及维修d.生活区——综合楼——门卫——总变配电室e.放散管（2）站内主要防火间距的控制

：（单位m）注：a.本设计按相关规范要求的较大值进行控制。b.设计间距均为本设计中的最小间距建筑物及建筑界限卸车点工艺装置规范间距设计间距规范间距设计间距规范间距设计间距LNG罐或围堰304560（3）消防道路

的出入口设计：本设计出入口及消防出入口均设于南侧的现状路上。厂区内道路宽度为4m，消防车道转弯半径为12m，槽车回转处的转弯半径为16m。（4）主要分区的设计：受周围现状的限制，LNG罐区距离南侧金属镁厂>120m，远离北侧位置不详的居民住房和风井；罐

区和工艺区的设置考虑管廊和地下管线通畅；总变电区的设置便于独立管理；综合楼的设置位置有利于厂前区的布置。（5）绿化及建筑小品：利用空地种植草坪和难燃树种，结合绿地的平面和空间造型，美化厂区景观。（6）竖向设计：（7）经济技

术指标：围墙内占地；构筑物占地面积；建筑系数；道路及回车场面积；最大绿化面积；最大绿地率；7土建及公用工程7.1主要建构筑物（1）主要建构筑物一览表序号项目名称结构形式生产类别1原料气及混合制冷压缩机厂房钢构2LNG储罐钢构甲类3LNG充装台钢构甲类4生产辅助用房框架戊类5库房及

维修框架戊类6综合楼框架戊类7总变配电室框架丙类（2）耐火等级厂内所有建构筑物均为一、二级耐火等级。（3）生产类别除上表所列建构筑物为甲类生产设施，其它建筑物均为丙类及其以下类别的建筑物。（4）建筑风格与形式

：本工程建筑设计采用女儿墙檐头，欧式线条，灰色调为主的外墙涂料。（5）建筑工程做法采用05J系列，或当地标准做法。8供电系统8.1电力负荷、等级、供电电源LNG负荷等级以二级负荷为主，综合楼的大部分负荷为三级负荷，消防用电为一级负荷。根

据工艺专业提供要求，工艺设备供电电源负荷等级为二级。由当地电网提供两路电源（35KV）。在本站内设置35KV配电装置，为本站提供用电的市电电源。根据《石油天然气工程设计防火规范》GB50183第9.1.1要求，消防负荷等级为“一级”，但现

有外线电源难以满足，因此，按规范要求消防泵采用柴油机驱动与电驱动相结合的方式。8.2变配电所本站设总变电所一座，所内设35KV户内式配电装置，由外部电网供电，经两台降压变压器将电压35KV降至6KV。总变负责向6KV用电设备提供电源，总变电所内设二台2500KVA（6/0.4K

V）变压器（一用一备），供全场低压负荷用电。总变为三层建筑物，一层设变压器、6KV和0.4KV配电柜、电容器高低压补偿柜等设备，三层设35KV高压配电装置、控制室等。二层为电缆夹层。全厂所有变配电所室内地坪比室外地坪高0.6m。8.3系统运行方式本厂电源由当地电网提供两路独立电源：总变设置

两台20000KVA变压器（35KV/10KV），每台变压器均可供全负荷运行。35KV进线采用单母线分段运行的运行方式,35KV设备设母联备用自动投入，其他电压等级的母线采用单母线分段运行,设母联备用自动投入.8.4

危险区域的划分根据《爆炸和危险环境电气装置设计规范》GB50058-92等的规定，液化天然气为气态爆炸性混合物，属于IIA级，温度组别为T3。本厂内大部分区域为爆炸危险区域2区,个别区域为1区。8.5主要设备选型电气设备的选型是根据外部电网的短路参数、各

装置的用电负荷、用电电压、设备所处位置的环境等进行选择。爆炸危险区域内，应选择与该区域类别相适应的电气设备。8.6照明照明电源为380/220V三相四线制供电系统。室外照明采用分区集中控制，事故照明及应急疏散照明按相关消防的规范要求设置。8.7防雷、接地站内各建筑物、构筑

物的防雷设计按GB50057-94（2000版）《建筑物防雷设计规范》的要求设计。电气接地系统含：电气系统工作接地、电气设备保护接地、工艺设备管道的静电接地、防雷保护接地，并共用接地系统。35KV变配电站按“第

三类”防雷建筑物的设计要求，其接地电阻不大于4欧姆。8.8厂外工程本厂电气系统的厂外工程为由市电至本厂总变电所的架空及电缆线路，包括35KV的线路、杆塔、金具的建设及相关的征地等方面的工程。9给排水及消防系统9.1设计范围设计范围包括以下内

容：生活给水系统、生活排水系统、循环水系统、脱盐水系统、雨水排水系统、消防给水系统、高倍数泡沫灭火系统、固定干粉灭火系统及灭火器配置等。9.2外部条件站外有生活给水、污水管道、雨水排洪沟。生产用水由厂区外水处理厂供本站使用。9.3生活给水系统由液化厂的生活给水管网

供给，供水压力及流量按满足站内要求设计。（1）生活用水量:生活用水定额35升/人·班，时变化系数为3.0；淋浴用水定额40升/人·班，时变化系数1.0；（2）绿化用水量:用水定额1.5升/米2·次，每日浇洒1次，每次2小时。9.4生活排水

系统站内生活污水经化粪池发酵、沉淀后排入煤矿生活区污水管网。9.5循环水系统为保证循环水水质，本设计还配有二氧化氯发生器、加缓蚀阻垢剂等设备。循环水泵工艺用水设备冷却塔循环水池无阀过滤器加药装置软化水系统9.6脱盐水系统天然气预处理工段吸收塔需补充脱盐水，设计采用二级反渗透纯水设备，以达

到工艺设备用水要求。经过处理，出水电导率小于5μ.s/cm，满足工艺要求。9.7雨水排水系统LNG充装区及液化工艺装置区均设有集液池。雨水由地面导流槽收集排至各自的集液池，经防爆潜水排污泵提升后排至站外铁路侧排洪沟。站内其它区域雨水由站内雨水管道收集后排至

站外排洪沟。9.8消防系统⑴总则本设计认真贯彻“预防为主、防消结合”的方针，严格遵循有关防火规范和规定。采取完善、可靠、有效的防火措施，配置与各装置生产性质相适应的消防设施，防止和减少火灾危害。根据液化天然

气的特性，本工程应设置包括消防水池、消防泵房、消防水管网系统、高倍数泡沫灭火系统、固定干粉灭火系统、灭火器等消防设施，各区域设置的消防设施如下：LNG储罐区室外消火栓固定水喷雾系统(LNG储罐顶)固定干粉灭火系统(LNG罐顶

释放阀)灭火器LNG充装区室外消火栓高倍数泡沫灭火系统(LNG集液池)灭火器开式洒水系统预处理及液化工艺装置区固定式消防水炮室外消火栓高倍数泡沫灭火系统(LNG集液池)灭火器⑵消防给水系统本工程同一时间内的火灾次数

按一次考虑。LNG储罐区消防用水量为本工程最大消防水量。①消防用水量LNG低温常压双容储罐的外罐结构为钢筋混凝土。根据《石油天然气工程设计防火规范》第10.4.5条规定，应在罐顶平台处设置固定水喷雾系统。

辅助水枪或水炮用水量按第8.5.6条规定为45升/秒，并按《石油天然气工程设计防火规范》第10.4.5条规定考虑200米3/时(56升/秒)的余量。消防冷却用水及辅助水枪或水炮用水部分的火灾延续时间为6小时，消防余量的火灾延续时间为2小时。②消防水池

消防水池分为格并共用吸水井，在连通管上设DN400闸门，由启闭机控制，易于操作。③消防泵房消防泵为自灌式引水。消防泵选用两台柴油驱动泵，一台电泵（两用一备）。全自动消防稳压设备一套。稳压泵的运行采用全自动控制，在非火灾时由设置在稳压泵出口管线上压力开关控制稳压泵开停以保持管网压

力。当管网压力下降达到设定低限压力时稳压泵开启：当管网压力达到设定高限压力时稳压泵停止。消防泵的运行可根据事故状况采用控制室、室外消火箱内消防按钮及消防泵房三种开启方式。④消防管网室外消防管网采用临时高压消防系统。消防水管网以环状布置，主管网管径DN30

0，管材为钢管，地下消防水管线环绕各功能区周围。消防水管线上按适当距离布置消火栓、消防水炮及其他消防设施。生产区消火栓间距不大于60米。消防水管线上设置了切断阀，以保证某处消防水管线出现问题，不至于影响整个消防管网的使用。切断阀设置在每五个消火栓之间

，在任何时间均可单侧切断消防管网。⑶消防设施①室外消火栓系统室外消火栓室外消火栓选用公称直径为100毫米的三出口消火栓，每个消火栓带2个65毫米的消防软管接口及1个100毫米消防车接口。室外消火栓均沿道路布置，其大口径出水口面向道路。消火栓距路面

边不大于2米，距建筑物外墙不小于5米，离被保护的设备距离至少为15米。消火栓的间距不大于60米。室外消火栓箱每个室外消火栓均配置一个室外消火栓箱。每个室外消火栓箱内放置以下设施：2根DN65，L=25米消防

水带(带快速接口)；2支φ19直流-喷雾水枪；启泵按钮。②消防水炮本工程在液化工艺装置区周围设置固定式消防水炮，消防水炮的进口压力为0.8MPa时，其额定流量为20升/秒，其喷嘴为直流-喷雾喷嘴。消防炮手动操作

，水平回转角度为360°俯仰角为-50°～+80°。③水喷淋消防系统LNG储罐顶部平台设有固定水喷雾系统。储罐水喷雾系统的启动采用如下方式：探测器探测到火灾信号后，传输信号给控制室，打开储罐喷淋管上的控制阀及水

泵，从而开启水喷雾系统。控制阀也具有手动开启功能。LNG装车台采用开式洒水喷头，其控制方式同储罐的固定水喷雾系统。⑷高倍数泡沫灭火系统本工程在以下区域设置高倍数泡沫灭火系统：装车区LNG集液池液化工艺装置区LNG集液池（一、二期各1座）

高倍数泡沫灭火系统设置的目的是控制泄漏到LNG收集池内的液化天然气的挥发。根据《石油天然气工程设计防火规范》第10.4.6要求，在集液池设置固定式全淹没高倍数泡沫灭火系统，并与低温探测报警装置联锁。每个集液池设一台固

定式水轮式高倍数泡沫发生器。该发生器采用压力水驱动发生器中的水轮机作为风扇的动力，每台混合液流量为100～230升/分，发泡量为40～100米3/分，发泡倍数为350～650倍，高倍数泡沫发生器所需泡沫混合液，由消防泵提供

压力水与泡沫液经负压比例混合器形成泡沫混合液，泡沫液的储存量为500升。高倍数泡沫灭火系统具有自动控制、手动控制和应急操作三种控制方式。当LNG集液池的低温探测器探测到有LNG泄漏到集液池后，由火灾

报警控制盘联锁控制启动控制阀，从而启动高倍数泡沫灭火系统，向集液池内喷放泡沫。集液池内的雨水经防爆潜水排污泵提升后排至站内雨水管道。当低温探测器探测到有LNG泄漏到集液池后，应切断潜水排污泵的所有电源。⑸固定干粉灭火系统根据《石油天然气工程设计防火规范》GB50

183-2004第10.4.7条规定，本设计在储罐罐顶通向大气的安全阀出口设置一套固定干粉灭火系统，用于扑救安全阀出口处的火灾。每套干粉灭火系统由高压氮气瓶及250公斤干粉储罐组成，每个安全阀出口设四个干粉固定喷嘴，当设在安全阀出口处的温度

检测装置达到设定温度时，发出信号给干粉灭火系统，干粉即可通过管道输送至喷嘴喷放灭火。系统采用自动控制方式、手动控制和应急操作三种控制方式。⑹其它消防设施本设计除有以上消防设施外，还根据建筑物的危险等级及火灾种类的不同，分别配置一定数量的灭火器，以保证扑救初期火灾

及零星火灾。10自控系统设计方案10.1设计原则LNG液化工艺连续性强，安全要求高，中间缓冲余量小，操作频繁，没有控制系统难以保证生产过程的安全平稳及优化。因此方案设计应遵循以下原则。（1）按安全可靠性、先进性、经济性次序考虑系统的设计指标。（2）

一次仪表、调控设备选用原装进口或国内引进技术生产的优秀产品。（3）自控系统所采用的软件、硬件及数据网络，都应具有世界先进水平；应至少具有20%的扩展能力；应具有操作简易性、安全性、开放性。10.2控制系统整体方案本设计中站内建有一个控制中心（240m2左右）。控制系

统包括一套用于工艺生产过程控制和运行监测的集散式控制系统（DCS）；一套用于保障安全的紧急停车控制系统（ESD）；一套用于火灾及可燃气体报警的火气控制系统（FGS）；一套用于对全厂范围内生产及保安监测点进行直观图像观察的工业电视监控系统（CCTV）。控制系统结构图详见附图一

。DCS系统、ESD系统、FGS系统相对独立自成网络，按照控制优先级别考虑依次为ESD系统、FGS系统和DCS系统。当出现危险情况需要紧急停车时，ESD系统的控制器通过硬连接直接对原料进口阀、压缩机、膨胀机、储罐进出液阀及装车系统等主要设备实行紧急停车。而DCS系统以通讯方式接收ESD系

统和FGS系统的信息，以达到监测目的。10.3控制系统结构及功能10.3.1DCS集散式控制系统集散控制系统（DCS）是实现主要工艺参数的显示、趋势记录、历史事件的记录、报警、控制、打印、制表及流程

图画面动态显示等功能。DCS系统为整个系统的核心，工艺过程的所有常规控制或逻辑控制都由DCS系统完成，当工艺参数越限时，能记忆、显示、打印并报警。DCS系统除成套提供的液化装置工艺点外，还包括公用工程内重要的

工艺参数，其余工艺装置区内单机成套控制系统、火灾检测报警及消防系统通过通讯与DCS系统连接。系统配置（1）DCS系统配置能满足机组任何工况下的监控要求（包括紧急故障处理），CPU及通信总线负荷率控制在设计

规定的指标之内并冗余20%。（2）主要控制器采用100%冗余配置，带控制调节的I/O点采用非同一板件的冗余配置，每个I/O机架有20%冗余备用量。（3）操作站3台，其中1台兼做工程师站，打印机2台。（4）操作员站极少数重要操作按钮的配置要满足机组各种工况下的操作要

求，特别是紧急故障处理的要求。技术要求（1）设计原则为保证控制、互锁和保护系统的安全性及整体性符合以下原则：单个组件故障不给整个系统造成损失。单个组件故障不给整个系统造成直接风险或系统跳闸。单个组件故障不造成整个系统完全瘫痪。单个组件故障时，操作员有足够的时间和信息，通过手动干预，

能够避免系统跳闸或系统运行构成风险。（2）系统监测和自诊断系统设计有自我诊断和监测功能以确保系统的健康状态被显示，保障信号和控制安全，避免任何隐藏的故障。（3）通讯在另有其他控制设备PLC系统的重要工艺参数通过通讯送中控DCS显示时，故所有仪表和控制设

备的接口是开放和标准的，数据传输采用标准的通讯协议。10.3.2联锁停车系统系统配置（1）ESD系统按照安全独立原则要求，独立于DCS集散控制系统，其安全级别高于DCS。在正常情况下，ESD系统是处于静态的，不需要人为干预。只有当生产

装置出现紧急情况时，不需要经过DCS系统，而直接由ESD发出联锁信号，对现场设备进行安全保护，避免危险扩散造成巨大损失。（2）ESD系统的PLC中处理器、电源按实时热备冗余系统（独立机架）设计。PLC所选用的模板是带电插拔型模板，且每块模板都有自诊断功能。PLC系

统能够满足所需的热备冗余配置要求。对硬件的地址分配设置、I/O的量化等采用组态的方式完成。I/O点100%冗余。（3）操作站1台，打印机1台。技术要求（1）设计原则为保证控制、互锁和保护系统的安全性及整体性符合以下原则：单个组件故障不给整个系统造成损失。单个组

件故障不给整个系统造成直接风险或系统跳闸。单个组件故障不造成整个系统完全瘫痪。单个组件故障时，操作员有足够的时间和信息，通过手动干预，能够避免系统跳闸或系统运行构成风险。（2）系统监测和自诊断系统设计有自我诊断和监测功能以确保系统的健康状态被显示，保障信号和控制安全，避免任何

隐藏的故障。（3）通讯在另有其他控制设备PLC系统的重要工艺参数通过通讯送中控DCS显示时，故所有仪表和控制设备的接口是开放和标准的，数据传输采用标准的通讯协议。10.3.3FGS火气系统FGS系统探测和报告危险气体的泄漏或火情，以便及时采取相应措施。

FGS系统配备的现场探测和报警设备有：可燃气体探测器、火焰探测器、感温感烟探测器、高（低）温探测器、火灾报警按钮、声光报警装置等。在压缩机房、工艺装置区、LNG储罐区、LNG储运区等危险区域设置可燃

气体探测器，可燃气体探测器的检测信号送至FGS系统，当可燃气体浓度达到煤层气爆炸下限值的20%时发出报警信号。在控制室内设置火灾自动报警控制盘，火灾自动报警控制盘接收来自工艺装置区、LNG储罐区、充装区等处的火气检测信号，安全操作通过FGS控制盘实现，而不是工程师站。FGS触发

事件可被DCS系统调用。火灾自动报警控制盘具备如下功能：回路式及总线地址编码式混合使用；在任何时候都能识别出每个探测器/开关的故障报警；在任何时候都能识别出每个回路及每个手动报警按钮的故障报警；启动声光设施的接口；打印并显示

带有时间和日期的有关火警、故障以及由有关人员确认的报警全部记录；监督并显示系统故障：探测器及回路的故障、短路、主回路及二次线的断路、电源故障，优先接收火警信号；10.3.4CCTV监控系统在整个厂区内设置CCTV监控设备，监测点分布在储罐区、充装区、工艺装置区、火炬及主要出入口等处。CCT

V系统主要设备有：中央控制柜、显示器、远程控制器、固定和可转动摄像头等。系统具备如下功能：（1）多画面显示：可任意选择1、4、6等画面分割监控模式、可全屏放大，分割方式系统智能识别。（2）循环录像功能：在硬盘存储满时提醒，而后可将最早的录像文件自动替换，实现循环录像。

（3）录像管理功能：具有任意控制点定时连续录像、手动录像，视频动态报警录像、传感器报警录像功能。（4）定时录像功能：在规定时间段中自动录像，定时启动关闭录像，达到无人值守自动启动监控录像的功能。（5）图像抓拍打印：可将单帧图像保存为BMP文件，并可随时打印抓拍

的图像，以便备份。（6）远程图像传输：可以通过LAN等联网方式将图像远程传输到上一级监管单位。（7）网络控制功能：使用于任何现有网络例如LAN局域网等，传输监控场所的视频信号，保证传输的速度和传输质量，如需要可以授权控制云台镜头。（8）录像回放功

能：每路25帧/秒回放，可扩大至满屏，支持四画面回放，采取正/反向播放、快放/慢放、快进/块腿、单帧播放、多文件连续播放等。（9）局部放大功能：可将回放画面某一局部图像进行动态或静止放大，便于取证。（10）视频检索功能：按照文件、日期、时间、监控点、存储盘

符进行检索。（11）多任务同时工作：监控、录像、回放、远程网络传输可同时进行，互不影响。10.4主控制中心设计生产区设置一个主控中心，该中心作为全厂生产及安全的监视和控制中心，其内部将安装DCS及ESD/FGS系统机柜、

操作台、ESD系统的手动操作盘、火警模拟控制盘及电视监控系统（CCTV）的系统机柜和监视器。为保证计算机系统的正常运行，控制室要配备空调设备。其房间的要求如下：温度：18～28℃，温度变化率小于10℃/h，不得结露。相对湿度：15%

～85%；高度：控制室净高为3.6米，防静电地板距地500mm。11供热与通风设计方案11.1设计范围厂内供热热源的设计以及各建筑物的采暖通风设计。11.2热源设计为解决冬季采暖供热的需要设置锅炉，

。11.3采暖设计（1）供暖热媒接自站内热水锅炉房。（2）供暖方式采用单管同程式。（3）散热器选用（4）供暖管道全部采用热镀锌钢管，公称直径DN>100mm者,采用焊接；DN<100mm者，采用丝接。（5）供暖管路系统中的最高点

和最低点，分别设置自动排气和手动泄水装置。11.4供热外管网设计室外热水管道采用直埋式预制热水保温管无补偿敷设，保温层材料为硬质聚氨酯泡沫，外套管材料为高密度聚乙烯。11.4通风设计（1）燃气热水锅炉房设置防爆型屋顶风机.（2）屋顶式防爆轴流风机与可燃气

体浓度报警器联锁。（3）为及时排除变压器室内设备发热量，外墙上部设置T35型轴流风机。