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SY／T 0077-2019 天然气凝液回收设计规范

2处理量较大，需要多台压缩机并联时，宜减小进口汇管 压降，保持各台压缩机气量分配基本相同，宜设置压缩机负荷 分配系统。 3管线中的气体流速应根据充许的压降计算，且不宜大于 15m/s。 7.2.12厂房的高度应根据压缩机机组本身的高度和起重设备的 高度确定，并应保证起吊物最低点距固定部件留有0.5m间距。 7.2.13室内和半露天安装的固定式压缩机，宜按下列要求配备 起重设备： 1最大部件起重量大于或等于10t时，宜配备电动防爆桥 式起重机。 2最大部件起重量小于10t且大于或等于3t时，宜设手 动梁式起重设备。安装的压缩机为1～2台时，可配备手动起 重机。 3最大部件起重量小于3t时，可设移动式起重设备，在 房内应留有移动式吊车或三角架回转起吊场地

7.3.1膨胀机喷嘴的调节宜采用气动方式，并设置手动调节 机构。 7.3.2膨胀机的主要技术条件和参数，可按以下要求确定： 1额定情况下，膨胀机的等熵效率宜大于80%，增压机的 多变效率宜大于70%。 2膨胀机采用有油润滑轴承时，配套的润滑油泵应设置 备用。 3大型膨胀机组可采用磁悬浮轴承，但应进行技术经济 比选。 4机组应以撬装的型式供货。 7.3.3 膨胀机的保护措施应包括：

转速超限报警停车系统

DB35T 2002-2121 道路交通事故认定书制作.pdf2润滑油联锁自控系统：

1）工作油泵事故停运时，自动启动备用油泵； 2）油压过低或停电联锁停车，停车后润滑油蓄能器应 能供油30s以上。 3轴承温度监测及超温报警/停车系统。 4增压端防喘振控制系统，

厂上作油求事敬停运 后动备用油浆 2）油压过低或停电联锁停车，停车后润滑油蓄能器应 能供油30s以上。 3轴承温度监测及超温报警/停车系统。 4增压端防喘振控制系统。 7.3.4安装设计应从设备生产厂取得下列技术文件： 1设备的特殊要求（如设备布置、振动、噪声等方面的 要求）。 2机组安装尺寸、配管接口参数表等安装必需参数。 3 基础振幅、载荷分布及土建基础建议图。 4 工艺及辅助系统自控流程图。 5 机组所需水、电、仪表风等公用工程消耗表。 仪表控制、电气控制原理流程图及接线图。 7.3.5月 膨胀机安装设计应符合下列要求： 1膨胀机安装设计应满足制造厂对工艺流程及管线安装的 特殊要求。 2膨胀机的进出口管线应采取热应力补偿措施。膨胀机连 接法兰的载荷，应在规定的范围内。 3进出口接管的安装应便于机组的检修。对于检修有妨碍 的管段应方便拆卸

7.3.4安装设计应从设备生产厂取得下列技术文件

7.4.1塔型的选择应考虑生产能力、操作范围、塔板效率、造 价和压力降等主要因素选用填料塔或板式塔盘。 7.4.2填料塔应根据塔径、气液相负荷、介质特性、操作条件

等因素合理选择填料类型规格

采用金属规整填料时，应符合下列规定：

1）液体的初始分布应均习； 2）应在计算的填料层高度的基础上，增加适当高度； 3）每段填料间，应设液体再分布装置。 2选用散装填料时，应符合下列规定： 1）对于一定的塔径，应按经济因素确定填料的尺寸； 2）采用金属填料时，在每段填料层的上面，应安装固 定在塔壁上的填料限制板； 3）采用陶瓷填料时，应安装填料压板，填料压板不应 固定于塔壁，应凭借自身重量达到限制填料活动； 4）每段填料间，应适当设置液体再分布装置。 7.4.3板式塔宜选用浮阀塔，且宜采用高效塔盘，塔盘规格应按 水力计算确定。浮阀塔降液管内液体的停留时间不宜大于3.5s。 7.4.4根据塔径、填料（或塔盘）的规格和液体负荷等参数 合理设置液体分布装置，保证液体在不同负荷下初始分布均匀。

7.5.1天然气凝液输送泵宜选用带尾管的屏蔽离心泵；排量很 小，离心泵不适用时，可选用容积泵。泵人口管线应安装不小 于40目的管道过滤器。泵进出口管线的高点处应安装放气阀， 放气阀的出口管线宜接人放空系统。 7.5.2泵选型应根据泵送凝液的特性及操作条件、流量和扬程 等确定。扬程应留有裕量，与泵出口管线上调节阀的适应范围 协调，宜取系统最大阻力的1.05～1.10倍，但计算裕量不应超 过0.2MPa，

7.5.2泵选型应根据泵送凝液的特性及操作条件、流量和扬程 等确定。扬程应留有裕量，与泵出口管线上调节阀的适应范围 协调，宜取系统最大阻力的1.05～1.10倍，但计算裕量不应超 过0.2MPa，

7.5.3泵的流量调节宜采用下列方式：

1离心泵宜采用出口阀节流调节且宜设置最小回流线。 2容积式泵宜采用转速调节。 7.5.4连续运行的泵，应设备用泵。间歇运行的泵，可不设备 用泵。当介质性质相近、操作条件差别不大，且允许少量介质

互混时，可共用备用泵。 7.5.5泵功率应取最大轴功率，并留有适当的裕量。离心泵尚 应按泵的最小连续流量或按额定流量的30%水运结果计算泵的 轴功率，与按设计条件计算的轴功率比较，取较大值。对于有 自动启机要求的离心泵，还应满足泵在曲线未端下的轴功率

7.6.1低温换热器应选用紧凑高效换热器。 7.6.2原料气、凝液、冷剂用水冷凝冷却时，换热器应采取清 垢或防结垢措施。 7.6.3重沸器宜选用管壳式或螺旋板式；负荷波动大时宜采用 釜式结构；温度较低时，可采用板翅式或绕管式；小型重沸器 宜与塔合成一体。

7.6.1低温换热器应选用紧凑高效换热器。 7.6.2原料气、凝液、冷剂用水冷凝冷却时，换热器应采取清 垢或防结垢措施。 7.6.3重沸器宜选用管壳式或螺旋板式；负荷波动大时宜采用 釜式结构；温度较低时，可采用板翅式或绕管式；小型重沸器 宜与塔合成一体。

1为便于在执行本规范条文时区别对待，对要求严格程度 不同的用词说明如下： 1）表示很严格，非这样做不可的用词： 正面词采用“必须”，反面词采用“严禁”。 2）表示严格，在正常情况均应这样做的用词： 正面词采用“应”，反面词采用“不应”或“不得”。 3）表示允许稍有选择，在条件许可时首先应这样做的 用词： 正面词采用“宜”，反面词采用“不宜”。 4）表示有选择，在一定条件下可以这样做的用词，采 用“可”。 2本规范中指明应按其他有关标准、规范执行的写法为： “应符合…·的规定”或“应按…·执行”。

1为便于在执行本规范条文时区别对待，对要求严格程度 不同的用词说明如下： 1）表示很严格，非这样做不可的用词： 正面词采用“必须”，反面词采用“严禁”。 2）表示严格，在正常情况均应这样做的用词： 正面词采用“应”，反面词采用“不应”或“不得”。 3）表示允许稍有选择，在条件许可时首先应这样做的 用词： 正面词采用“宜”，反面词采用“不宜”。 4）表示有选择，在一定条件下可以这样做的用词，采 用“可”。 2本规范中指明应按其他有关标准、规范执行的写法为： “应符合...的规定”或“应按....执行”。

《压力容器》GB/T150.1～150.4 《稳定轻烃》GB9053 《液化石油气》GB11174 《用能单位能源计量器具配备和管理通则》GB17167 《天然气》GB17820 《天然气计量系统技术要求》GB/T18603 《油气由及管道工程计算机控制系统设计规范》GB/T50823 《油气田及管道工程仪表控制系统设计规范》GB/T50892 《钢制压力容器分析设计标准》JB/T4732 《天然气脱水设计规范》SY/T0076 《气田地面工程设计节能技术规范》SY/T6331 《油气田工程安全仪表系统设计规范》SY/T7351 《固定式压力容器安全技术监察规程》TSG21

人民共和国石油天然气行

《天然气凝液回收设计规范》SY/T0077一2019，经国家能源 高2019年11月4日以第6号公告批准发布，2020年5月1日起 实施。 原规范由胜利油由胜利工程设计咨询有限责任公司（中石 化石油工程设计有限公司）主编，参编单位有中国石油天然气 管道工程有限公司天津分公司、中原油由勘探局勘察设计研究 院、大庆油田工程有限公司。主要起草人有冯永训、王智、王 、邹伟、闫广宏、孙晓春、刘科慧、王峰、颜世润、全淑月、 李延春、宋成文。 本规范修订过程中，针对近几年来国内外工艺和设备的技 术发展不断进步，对国内一些大型设备制造厂商进行了深入的 周研和交流，同时结合目前凝液回收装置的设计和生产经验 产泛征求并采纳了国内有关单位、专家的意见，进行多次讨论 和协调，最后经审查定稿。 本规范编制组按章、节、条顺序编制了本规范的条文说明 对条文的目的、依据以及执行中需要注意的有关事项进行了说 明。但是条文说明不具备与规范正文同等的法律效力，仅供使 用者作为理解和把握本规范规定的参考

1总则 27 2 术语和定义 28 3 基本规定 29 原料气压缩与脱水 33 4.1原料气压缩 33 4.2原料气脱水 33 5 冷凝分离 35 5.1 冷剂制冷 35 5.2 节流阀制冷 36 5.3 热分离机制冷 37 5.4月 膨胀机制冷 37 5.5 液体及气体过冷工艺 38 5.6 DHX工艺 39 5.7 冷油吸收工艺 39 6 凝液分馏 40 7 设备 43 7.1 设计压力和设计温度 43 7.2 原料气压缩机 43 7.3 膨胀机组 45 7.4 分馏塔 46 7.5 凝液泵 47 7.6 热交换器 47

1.0.1本条说明本规范编制的目的。 1.0.2本条说明本规范的适用范围。其中陆上包括陆上油气田 难海陆采油气田等。 1.0.3本条说明本规范与国家现行有关规范的关系。

本章所列术语，其定义及范围仅适用于本规范。 本章所列术语大多数是参照现行行业标准《石油天然气工 程建设基本术语》SY/T0439确定的，并结合凝液回收工程的 生产发展的实际做了适当的补充和完善

3.0.2本条规定是根据油气田的特点，气量及组成都可能有较 大的波动。进行工艺设计时，在波动范围内应对关键设备的参 数进行核算。如果没有特殊要求，可按80%～120%设计。高 于或低于额定处理量时，收率充许下降。 3.0.4用户对产品收率没有要求时，应在满足装置和产品设计 要求的前提下，保证装置的综合效益最优。组分收率或某产品 产率的高低由原料气的组成、压力、投资、操作费用和产品的 要求等因素决定，是各种工艺流程综合计算对比的结果。 据资料介绍，乙烷的收率一般在20%～90%，高于80%投 资及操作费用会上升较快，通常选择乙烷收率为50%~85%。 回收丙烷及更重烃类，装置可以达到比较高的收率，C3的收率 可以高达98%。目前设计和正在运行的装置，丙烷的收率一般 在40%～90%。近年来由于石油产品价格的提高，凝液回收装 置的经济效益较好，建议新设计的装置丙烷收率可适当提高。 考虑到操作波动、计算误差、设备和换热流程不理想等因 素，收率保证值宜取计算值的90%～95%。 3.0.7本条规定天然气组分分析，一般分析到真实组分C9，C10 及以上（C10+）可作为一个虚拟组分，并应求出平均沸点、相对 密度和相对分子质量。 天然气的组分分析数据宜分析到最末一个组分的摩尔分数 小于或等于0.1%，如果分析数据中最末一个组分的摩尔分数超 过0.1%时，宜进一步分成几个虚拟组分。 3.0.8本条指出CO2在系统中，特别是在温度较低的膨胀机出 口，可能形成固体物质。如果膨胀机出口物流中的凝液送到脱 甲烷塔顶部的塔板上，CO，将在塔顶进行浓缩，在塔顶以下的

几层塔板上，最易形成固体物质。脱除CO2或降低操作压力， 都可以降低CO2的分压，因此这两种措施可供选用。是否需要 脱除CO2，应作经济分析，气源及环境条件都较差的场合，宁 可降低收率，而不采用脱CO2的方案。 3.0.9本条规定是考虑天然气进料中如果含有硫化氢或有机硫： 可能导致装置的天然气和凝液产品质量不合格，天然气在进装 置前应采取净化措施。如果用户对天然气中硫含量没有要求， 也可结合具体工艺，对装置产生的凝液单独进行脱硫处理。 3.0.10本条规定的能耗是专指为凝液回收而直接或间接引起的 能耗。能耗计算应按现行行业标准《气田地面工程设计节能技 术规范》SY/T6331的相关规定执行。 3.0.12同一组成的原料气在不同的冷凝压力与温度下，各组分 及总物流的冷凝率是不相同的。不同组成的原料气在同一冷凝 压力及温度下，各组分及总物流的冷凝率也是不同的。设计一 个装置时，首先要确定适宜的冷凝分离压力及温度。 为了确定适宜的冷凝分离压力及温度，需要作冷凝计算。 计算过程中应首先规定儿个温度等级，然后模拟计算并绘 制丙烷（或乙烷）的冷凝率对应冷凝分离压力的冷凝曲线。从 该冷凝曲线可看出，提高冷凝分离压力，被回收组分的冷凝率 也在提高。但冷凝压力过高是不合适的，因为温度一定时，随 着压力的提高，冷凝率的增长率在变慢。冷凝率的增长率显著 变慢时的压力值，即可初选为适宜的冷凝分离压力。该压力值 与第一个分留塔的操作压力基本相同时，可取高于分馏塔的压 力，以便凝液可以直接自流进塔。 冷凝分离压力初步选定后，就可确定冷凝温度。在确定的 冷凝分离压力下，计算并绘制冷凝温度对应冷凝率的冷凝曲线。 从冷凝曲线中可以看出，随着温度的降低，内烷（或乙烧）的 冷凝率却在提高。但是，温度降低到某一值后，丙烷（或乙烷） 的冷凝率的增长率迅速变慢，此温度通常被定为适宜的冷凝分 离温度，此时的冷凝率与回收率的要求值大致相同。

实际计算过程中，由于原料气在达到最终的冷凝压力及温 度之前已经过多次气液分离，其组成是变化的，因此应根据计 算过程的原料气物流的组成，复核适宜的冷凝分离压力及温度。 当原料气的压力高于适宜的冷凝分离压力，或适宜的冷凝分离 压力高于外输压力时，宜采用膨胀制冷工艺。采用膨胀制冷工 艺的装置，单靠膨胀达不到适宜的冷凝温度时，应采用冷剂 预冷。 原料气为一多组分体系，可从其相图中看出，在反凝析区 和泡点线、露点线及临界点附近是一个不稳定区，如果计算的 操作工况过于接近时，实际的工作工况就不易稳定。因此，适 宜的冷凝分离压力宜低于临界压力，不宜超出太多。适宜的冷 凝分离温度不宜接近泡点、露点、临界点及反凝析点。 3.0.14本条指出凝液回收装置通常包括若干工艺单元，各工艺 单元文有若于设备的组合，因此要求各单元匹配应经济合理， 有时工艺流程上节约能耗，降低运行成本，但会增加设备投资 和管理维护成本，设计中还应注意流程匹配的协调性。 3该规定是考虑投产初期或正常生产过程中，装置会生 产一些不合格的产品。如果不合格产品产量不多，少量不合格 产品与储罐中大量正常生产的合格产品混合，能满足销售要求， 可不设置不合格产品重新处理的辅助流程 3.0.15本条指出为保证装置运行的安全可靠，尤其是在气候条 件较差的地区，如沙漠地区，自控设计应完善，采用高水平、 高可靠性的设备和技术，降低人工成本。对于一些气质较贫或 业主希望降低设备投资的情况下，仪表控制系统应能满足安全 生产的要求，一般可参照下列要求设计： 1应设置合适的安全和保护停车及报警设施。 2对影响产品质量、收率，关系装置正常运行的重要参 数，必须进行监控。 3应对启动、停车和正常运行等不同操作阶段进行研究， 确保自控系统能够满足装置正常运行和异常情况装置紧急停车

3.0.16安全仪表系统的设置主要依据SIL评估的结果，还要符 合《危险化学品重大危险源监督管理暂行规定》（安监总局令 2011年第40号）的要求。相关要求为：危险化学品单位应对重 大危险源进行安全评估并确定重大危险源等级。危险化学品单 位可以组织本单位的注册安全工程师、技术人员或者聘请有关 专家进行安全评估，也可以委托具有相应资质的安全评价机构 进行安全评估。特别针对危害性较大，涉及毒性气体、液化气 体、剧毒液体的一级或者二级重大危险源，应依据现行国家标 准《石油化工安全仪表系统设计规范》GB/T50770、《过程工业 领域安全仪表系统的功能安全》GB/T21109等，配备独立的安 全仪表系统（SIS）。

4.1.4本条规定是为尽可能提高压缩机进气压力，以降低压 宿比及能耗。伴生气的入口压力通常不低于0.15MPa，一般在 0.25MPa（绝）～0.3MPa（绝）范围内波动，也有在0.4MPa 绝）～0.6MPa（绝）范围内波动的。 4.1.6本条规定是为了防止污染凝液。 4.1.7本条指出各级分离器分出的凝液的处理可有下列方法： 1降压加热闪蒸法：只需回收丙烷及更重烃类的组分，而 且在凝液中乙烷及更轻的组分较少的场合，可减压后分别进人 个三相分离器，被加热到适当温度后分出凝结水，气体返回 玉缩机进气分离器，烃类凝液送到脱丙烷塔（或脱丁烷塔）进 行分离。 2逐级返回闪蒸法：原料气较贫、分离器分出的凝液较少 时，后级分离器分出的凝液排入前级分离器，将凝液集中到压 缩机入口分离器中。入口分离器应采用三相闪蒸分离器，烃类 凝液送到脱内烷塔（或脱丁烷塔）进一步处理。 3提馏法：各级分离器分出的凝液，在分出水后送到提馏 搭，脱除乙烷及更轻的组分。塔顶气体返回压缩机，塔底烃类 凝液送到脱丙烷塔（或脱丁烷塔）进行分馏。如果乙烷含量较 大，返回压缩机不经济时，可在提馏塔只脱除甲烷，塔底凝液 经脱水后送到脱乙烷塔

4.2.3本条对吸附法脱水装置做了规定

1.2.3本条对吸附法脱水装置做了

1本款规定是为防止吸附器切换系统发生误操作，如果 再生过程的干燥器被切换成吸附过程，导致出干燥器的原料气 的温度很高，一且进入后续流程将破坏铝质板翅式换热器。如 果干燥器在压缩机的级间，误操作会使压缩机发生故障。因此， 推荐设置温度超高报警。

5.1.1 本条指出了冷剂制冷工艺适用的场合。

5.1.1本条指出了冷剂制冷工艺适用的场合。 1当原料气与外输气压差较少，为避免增压外输气而增加 能耗时，可考虑采用冷剂制冷。通常在中等低温制冷，一般不 氏于一70℃，冷剂制冷的热力学效率比膨胀机高。实际使用过 程中，一70℃的制冷温度可以作为膨胀机制冷和冷剂制冷工艺选 释的经验界限，但不能简单套用，必须进行经济论证。冷剂的 年耗量，可取设备冷剂总容量的5%～10%。 5.1.2本条指出依据不同的运行条件和产品要求，有不同的冷 剂可供选择。冷剂选用主要依据是冷冻温度和单位制冷量所耗 的功率，在天然气凝液回收中常用冷剂有乙烷、内烷、氨、氟 利昂等。氨常用于冷凝温度高于一26℃～一30℃的工况；丙烷 常用于冷凝温度高于一35℃的工况；乙烷和丙烷为主的混合冷 剂适用于冷凝温度低于一35℃的工况。氨由于具有刺激性气味 和毒性，其应用的场合正在减少；氟利昂冷剂种类比较多，其 中R11、R12等对臭氧层的破坏作用大，被《蒙特利尔议定书》 列为一类受控物质，宜选用R134A等臭氧层破坏系数为零 《蒙特利尔议定书》没有规定使用期限的氢氟烃类冷剂。混合冷 剂的蒸发曲线与物料的冷却曲线十分接近，可缩小传热平均温 差，降低制冷循环的能耗。采用适当凝液组成混合冷剂可比单 组分的冷剂制冷节能7%～10%，凝液的组成合适时，应优 先使用凝液作为冷剂使用，

.1本茶指出伶剂制冷工艺适用的场合。 1当原料气与外输气压差较少，为避免增压外输气而增加 能耗时，可考虑采用冷剂制冷。通常在中等低温制冷，一般不 低于一70℃，冷剂制冷的热力学效率比膨胀机高。实际使用过 程中，一70℃的制冷温度可以作为膨胀机制冷和冷剂制冷工艺选 释的经验界限，但不能简单套用，必须进行经济论证。冷剂的 年耗量，可取设备冷剂总容量的5%～10%

5.1.3本条对冷剂制冷工艺的参数选择做了规定

4该规定是考虑充分利用能量的梯度。冷剂丙烷一般按

0℃、一15℃、一40℃三个温度等级闪蒸，提供较低温度的冷量。 通常，0℃的制冷温度可用于干燥器之前原料气的冷却，一15℃ 的制冷温度可用于脱乙烷塔顶回流冷凝器，一40℃的制冷温度用 于原料气物流的预冷。 5规定冷剂的蒸发压力宜高于当地大气压力，主要是避免 空气渗漏入系统中的可能。因为空气进入系统，将使制冷装置 的制冷负荷降低，装置工作不正常。 5.1.4氨吸收制冷的特点是直接利用热能制冷，可采用蒸汽、 烟道气和其他热源，每干瓦时制冷负荷大约需要1×104kJ热量。 对综合利用热能不仅有经济效果，而且有实现的意义。流程中 的吸收器、冷却器和塔顶冷凝器等三个设备需要冷却水，冷却 水的耗量比较大。

5.2.1本条对节流阀制冷工艺进行了详细的规定。 1原料气较贫，节流阀和膨胀机均不能获得较高的凝液产 量，在经技术经济比较后，可选用造价较低的节流阀制冷。 2考虑节流阀与膨胀机相比制冷效果较差，但适应性强 能够较好地适应原料气压力、气量的变化；膨胀机制冷效果好 且要求工况较为稳定，且有最小操作体积流量的要求，造价也 相对较高。因此当气源压力很高，依靠节流制冷即能满足制冷 温度的要求，或气量较小，不适用于膨胀机时，可选用节流 阀制冷。 3考虑压力很高（约10MPa或更高）的气层气回收凝液 时，一般要进行一级膨胀或二级膨胀。由于气源压力会随开采 过程逐渐递减，一级膨胀的膨胀比小而且不稳定，推荐采用节 流阀膨胀，膨胀到6MPa左右后再采用膨胀机械制冷。如果第 一级膨胀就采用膨胀机械，由于膨胀比不大，膨胀产生的温降 也就不大。单靠节流阀制冷就能满足要求时，就不应采用膨胀 机械，以减少投资从而提高经济效益。

5.3.1本条对热分离机制冷做了相应的规定

1热分离机对气体流量和压力的变化适应性较强，设备 结构简单，操作方便，安装和维修容易，但热分离机制冷工艺 在投资上高于节流制冷，效率上低于膨胀机制冷。相比膨胀机， 热分离机在气量和压力波动较大时具有较强的适应性，本条指 出热分离机适用于气量不稳定或压力波动范围较大的场合。气 原稳定的场合宜选用等炳效率比较高的膨胀机。同时热分离机 的膨胀比不宜超过7。

.4.1本条对适应膨胀机制冷的工艺进行了规定，下列工况条 件下宜采用膨胀机制冷： 1原料气压力及气量比较稳定。 2原料气压力高于外输压力，有足够的压差可利用。 3气质较贫，且收率要求较高， 4 膨胀后的气体不需要增压或仅部分气体需要增压

.4.1本杀刘适应膨胀机刷冷的， 牛下宜采用膨胀机制冷： 1原料气压力及气量比较稳定。 2原料气压力高于外输压力，有足够的压差可利用。 3气质较贫，且收率要求较高。 4膨胀后的气体不需要增压或仅部分气体需要增压。 5.4.2本条款规定了膨胀机的膨胀比。膨胀比大于7以后，膨 张机的绝热效率明显降低。膨胀机大于7可考虑采用两级膨胀， 但是否采用两级膨胀，应做经济分析，并评估操作难易。 5.4.3本条规定是考虑采用多级冷凝与多级分离，及时从物流 中分出凝液，可以使原料气经各热交换器换热后的冷凝率不至 过大。如果过多凝液随气流一起降低温度，凝液降温而吸收的 冷量会降低物流复热过程的能量利用。因此，多次冷凝与多次 分离可以减少传热面积和冷损耗，且使冷量利用更合理。该过 程也是物流渐次冷凝、凝液渐次闪蒸的蒸馏分离过程，使气液 两相都得到了“提纯”，从而使进入膨胀机的气体更轻，提高了 膨胀机的制冷效果，另外，也减轻了脱甲烷塔（或脱乙烷塔 脱除轻组分的任务，减少了生产费用。采用了多次冷凝与分离，

将多设置一些设备，结果使投资增加。但处理量较大和气体较 富时，节省的生产费用就较多。当节省的生产费用可以弥补增 加的投资，即在经济上可行时，就应采用多级冷凝与分离。 如果冷凝分离压力和温度不变时，采用多级冷凝与分离， 可回收的凝液总量略有增加，但也增加了生产费用。 5.4.10本条规定了增压机在流程中的位置，可参考下列情况选择： 1原料气压力高于适宜的冷凝分离压力时，应设置后增压 （即增压机在膨胀机之后，下同）。 2流程中设有原料气压缩机时，若膨胀机的出口压力能够 满足外输要求时，可采用前增压，以降低原料气压缩机能耗 3考虑到后增压流程的膨胀机的操作容易控制，一般推荐 采用后增压。

将多设置一些设备，结果使投资增加。但处理量较大和气体较 富时，节省的生产费用就较多。当节省的生产费用可以弥补增 加的投资，即在经济上可行时，就应采用多级冷凝与分离。 如果冷凝分离压力和温度不变时，采用多级冷凝与分离， 可回收的凝液总量略有增加，但也增加了生产费用。

5.4.10本条规定了增压机在流程中的位置，可参考下列情

1原料气压力高于适宜的冷凝分离压力时，应设置后增压 即增压机在膨胀机之后，下同）。 2流程中设有原料气压缩机时，若膨胀机的出口压力能够 满足外输要求时，可采用前增压，以降低原料气压缩机能耗 3考虑到后增压流程的膨胀机的操作容易控制，一般推荐 采用后增压。

5.5液体及气体过冷工艺

5.5.1国内天然气凝液回收装置以回收C3+组分为主，少数装置 回收C2+组分，包括大庆油田、中原油田、辽河油田的天然气深 令装置，其中大庆油田的装置回收C社+混合轻烃，中原油由、辽 河油田的装置回收乙烷及其他单组分。随着油气田地面工程提 质增效工作的不断深入，轻烃回收深度加大，近年长庆、塔里 木等油由已开始看手建设大型回收C2+天然气深冷装置。 自20世纪80年代以来，国外以节能降耗、提高液烃收率 为目的，对关然气凝液回收工艺作了许多改进，出现了许多新 工艺。对于回收以C2+轻烃为目的产品的膨胀机制冷流程，较典 型的工艺改进有过冷液体回流工艺、过冷气体回流工艺和干气 回流工艺。 过冷液体回流工艺是在常规膨胀机流程的基础上，增加过 冷液体回流流程，将膨胀机入口低温分离器液相过冷，降压闪 蒸后进入脱甲烷塔顶部作为回流。 过冷气体回流工艺是在常规膨胀机流程的基础上，增加过

冷气体回流流程，将膨胀机入口低温气体分流一部分冷凝和过 冷，降压闪蒸后进入脱甲烷塔顶部作为回流。塔顶回流起到了 吸收油的作用，进一步回收塔顶气的轻烃，同时溶解塔顶气中 的CO2，对干形成起到了一定的抑制作用。 干气回流工艺是在过冷气体回流工艺基础上，将压缩后部 分脱甲烷塔项干气冷凝和过冷，降压闪蒸后进入脱甲烷塔顶部 作为回流，接近纯甲烷的塔顶回流可将塔顶气绝大部分残余乙 完回收下来。 各工艺艺烷收率对比：干气回流工艺>过冷气体回流工艺> 过冷液体回流工艺，其中干气回流工艺乙烷收率可高达98%。 各工艺对CO2含量适应性对比：过冷液体回流工艺>过冷气体 回流工艺>干气回流工艺，其中过冷液体回流工艺回流液体组 成最富，对CO2溶解度大，对CO2含量适应性最强。 国内在运的油由伴生气深冷装置均采用过冷液体回流工艺， 乙烷回收率高，对CO2适应能力强。长庆油田和塔里木油由在 建深冷装置采用了干气回流工艺

5.6.1直接换热法一般用于C3含量相对较低，气体流量较大， C3收率要求较高的场合。C3收率提高的幅度主要取决于原料气 中C,/Cz的比值。原料气中C,/Cz的比值越小，脱乙烷塔顶气相 中低温凝液率越高，DHX工艺中C3收率提高幅度越大，一般 要求原料气中C,/C2的比值小于7，原料气中C3的含量一般在 10%以下，应根据具体工艺条件经技术比选确定。

5.7.1为了提高C3的收率，对于原料气较富的气体，可采用以 装置自产稳定轻烃为吸收剂的冷油吸收工艺。根据生产经验， 冷油吸收工艺宜用于C3含量大于10%的气体凝液回收。

6.0.1回收乙烷及更重组分的装置，应先从凝液中脱除甲烷， 再从剩余凝液中分出乙烷，回收丙烷及更重组分的装置，先脱 除甲烷及乙烷。剩余的凝液需要进一步分馏时，可根据产品的 要求、凝液的组成，进行技术经济比较后确定。 6.0.2本条指出脱甲烷塔的顶底温度差和浓度（甲烷含量）差 都比较大，适当采用侧重沸器以利用各种温度等级的冷量，以 及采用多股凝液按不同的浓度分别在与塔内浓度分布相对应的 部位进料，可以合理利用冷量、提高分离效率和减少回流比。 此外，还可利用多股低温进料的冷量来冷却原料气，使进料的 温度升至与进料板相当的温度，以减少由于有温差的物流混合 所造成的冷量损失。采用侧重沸器后，塔板数可能略增，但可 以从节约能耗方面得到补偿。 脱甲烷塔宜采用较低的压力，一般可在0.6MPa～0.8MPa， 否则将浪费冷量。因为物流之间的换热温度可以设计得比较接 近，低压下塔的冷量可通过侧重沸器回收，使能量得到合理 利用。 6.0.3本条对脱乙烷塔是否设置回流进行了规定。

6.0.3本条对脱乙烷塔是否设置回流进

1对不回收乙烷的装置，就是否设脱乙烷塔的塔顶回流冷 凝器，作了下述方案的比较。取10个不同组分的原料气，丙烷 及更重烃类组分的含量为186.5g/m3～611.9g/m3，两种流程的 入口条件、丙烷收率和外输压力均相同。计算的结果是，设置 了回流冷凝器以后，对于膨胀机制冷的装置，膨胀机的出口温 度提高了，原料气的增压压力和生产费用降低了；对于冷剂制 冷的装置，制冷温度提高了，生产费用降低了。结果表明，在 条件许可时，脱乙烷塔的塔顶宜设置由冷剂提供冷量的回流冷

凝器。 2回收乙烷组分的脱乙烷塔，塔顶出商品乙烷产品，可以 是液态或气态。该塔是一个完全塔，塔顶应采用冷剂或相应温 度等级的物流提供冷量，操作压力的控制方法与脱丙烷塔（或 脱丁烷塔）的基本相同。 6.0.5本条对分馏塔的控制进行了规定。 2对于有提馏段无侧线产品的分留塔来说，产品质量取决 于塔的压力、温度、回流比和塔的结构。实际只要保持塔的压 力、塔底温度和回流量稳定，产品质量也就稳定了，可不对塔 温度自动调节。 在运行过程中，由于塔的结构和尺寸已定，塔的内回流量 只能控制在允许范围内。回流过多时会出现泛溢，回流减少时 会降低组分分割效果，过少时，将不能正常运行。因此对塔的 压力和塔底温度进行自动调节时，回流量也要保持基本稳定 进料量减少时，可以在保证产品质量的条件下适当减少回流量 但不能保持原有的回流比。 3脱甲烷塔底重沸器设温度控制的目的是控制塔底轻烃甲 烷含量，若不进行控制，塔底产品质量受原料气的温度影响较 大。侧沸器入口管线设调节蝶阀的目的是控制其热虹吸循环量， 从而控制其加热负荷，使重沸器和侧沸器负荷合理分配，塔的 温度剖面合理。 4塔顶压力是塔平稳操作的重要因素，一般可根据塔顶介 质的状态选择合适的调节方案。塔顶气体不冷凝时，塔顶压力 可以用塔顶气相出口的调节阀调节；塔顶气体部分冷凝时，压 力调节阀可装在回流罐出口不凝气管线上：塔顶气体全部冷凝 时，塔的压力的调节方法比较多，综合现有装置的情况和《工 艺管道安装设计手册》第一篇的介绍，下列几种方法可供参考： 1）如图1所示，通过改变气相流量调节可利用的冷凝 面积，当调节阀关闭时，冷凝器的压力下降，而冷 凝器的液位上升，塔压就升高。冷凝液的配管必须

按重力流动设计，应注意冷凝器的高度，调节阀的 位置、大小和配管。 2）如图2所示，通过改变流出冷凝器的冷凝液流量 调节可利用的冷凝面积。需要注意冷凝器的高度， 调节阀的位置和大小、管线尺寸和布置。 3）如图3所示，压力信号也可以取回流罐的压力。如 果塔的压力下降，则调节阀使旁路流量增加，提高 回流罐中的压力，于是提高了冷凝器中的液位，减 少冷凝器的传热面积。该方法即为热旁路调节法。 4）如图4所示，控制回流罐的压力低于塔的压力，通 过改变从冷凝器来的冷凝液流量调节可利用的冷凝 面积。

7.1设计压力和设计温度

7.1.2同一组设备在不同的工况下运行会对应不同操作压力和 温度。以分子筛干燥器为例说明，于燥器操作包括吸附和再生 工况，在说明工作压力和温度时，应说明运行中相应工况下的 温度和压力，即分别说明吸附和再生过程的压力和温度。 7.1.4本条规定指出低温设备不仅要考虑工作条件的压力和温 度，还要考虑设备停运及检维修时环境温度的影响。临时停产 时低温储存设备温度可能升高到50℃，此时的饱和蒸汽压就远 高于操作压力。保证不会超压的措施可以是放空，但要浪费冷 剂，这在经济上是不合理的，管理上不方便

7.2.1本条对压缩机的选型进行了规定

7.2.1本条对压缩机的选型进行了规定。 1往复式压缩机适用的气量、压力及压比范围比较宽，在 适应性上具有其他型式压缩机所不具备的优势，并且在设备的 初始投人成本上也具有很大优势。目前的天然气凝液回收装 置中通常采用的都是往复式压缩机。以往单机功率是影响往 复式压缩机在大型化装置上应用的主要限制因素。但是随着技 术的进步，尤其是国产中高速往复式压缩机的进步，目前国内 已经投入运行的中高速往复式压缩机组的单机功率已经超过 3000kW。因此，在工况合适的情况下，推荐优先考虑采用往复 式压缩机。 2离心压缩机由于其结构及工作原理的限制，对气量及压 力的波动比较敏感，对于不稳定工况的适应范围有很大的限制。

同时由于小流量的叶轮加工制造困难，而且工作情况不稳定， 因此离心压缩机的最小流量受到限制。另外，离心压缩机组的 初始投资成本较高，尤其对于小型机组经济性比较差。因此， 推荐在气源比较稳定，且气量较大［一般气量大于15m3/min （以排气状态计量）以上1时，可以选用单机组运行的离心式压 缩机。 3螺杆式压缩机由于其结构的特殊性，在大型化发展方 面受到一定的限制，但是在中小气量、高压比的工况下具有明 显的优势。特别是在较低进气压力甚至负压进气工况下，也有 很好的适用性。但是螺杆式压缩机受排气压力的限制（一般不 高于5MPa），其在高压工况下的应用受到限制。因此，推荐在 气量不大、进气压力较低且排气压力不高的情况下可选用螺杆 压缩机。 4在实际工程中影响压缩机型式选择的因素很多，需要考 虑包括工艺参数、介质条件、操作范围、占地面积、安装环境 设备成本、供货周期、操作维护、备品备件等各方面的影响 因此，对于大型机组需要进行综合经济分析来最终确定机组的 合理型式

7.2.2本条对压缩机组的备用设置进行了规定

1离心式压缩机的价格很高，而且使用期限长，运转可 靠，因此备用在经济上是不合理的。压缩机的价格和处理量不 是倍数关系。同样处理量时，采用一台大的离心式压缩机比用 两台小的更经济一些。此外，两台压缩机并联操作容易发生喘 振现象，因此推荐采用一台大的而不用两台小的离心式压缩机， 处理量很大、单机制作困难的特殊情况除外。 螺杆式压缩机的价格及可靠性介于离心机与往复机之间， 般情况下可不设备用机组；但是如果条件充许，为提高装置 的可靠性，也可设置1台备用机组。 2压缩机的入口压力充许在一定的范围内波动，当人入口压 力发生变化时，排气量也相应地增减，因此往复式压缩机宜采

用多台安装，以便每台机器检修及处理量发生变化时，不会严 重影响装置的正常生产。此外，装置的处理量难以预测，实际 运行时通常比设计值要少，因此压缩机的使用台数超过4台时， 可考虑不设备用机组。 7.2.4由于燃气轮机具有投资高、结构复杂、占地面积大、维 护修理难度大、成本高等缺点，再加上排放指标控制的要求， 并且随着高压大功率电动机及配套电气设备国产化的应用与推 产，目前燃气轮机的应用已经不是首选。只有在电力特别紧张 或确实无外电可用的情况下，才会考虑采用燃气轮机驱动。 活塞式压缩机的驱动方式，可按以下条件选择： 1在电力条件充许的情况下，优先考虑采用电动机驱动。 2在电力比较紧张、天然气资源比较富裕时，宜选用燃气 发动机。 3边远的油区，天然气不汇入集气管网而放空时，应选用 燃气发动机。

用多台安装，以便每台机器检修及处理量发生变化时，不会严 重影响装置的正常生产。此外，装置的处理量难以预测，实际 运行时通常比设计值要少，因此压缩机的使用台数超过4台时， 可考虑不设备用机组。

7.2.4由于燃气轮机具有投资高、结构复杂、占地面私

7.2.5推荐往复式压缩机设备数据表按照现行国家标准《石

及天然气工业用往复压缩机》GB/T20322附录A执行，离心压 缩机的设备数据表按现行行业标准《石油、化学和天然气工业 用轴流和离心压缩机及膨胀机一压缩机》SY/T6651执行。

及天然气工业用往复压缩机》GB/T20322附录A执行，离心压

7.3.2本条对膨胀机的主要技术条件和参数进行了规定： 1膨胀机的效率与处理量、膨胀比有关，一般在处理量的 百分之百时绝热效率最高。对于处理量较大及膨胀比合理的膨 张机，绝热效率可要求大于80%，国外机组效率更高。考虑到 运行中工艺参数有波动，计算时的效率应减小5%～10%。 7.3.4推荐膨胀机的设备数据表按现行行业标准《石油、化学 和天然气工业用轴流和离心压缩机及膨胀机一压缩机》SY/T 6651执行。

7.4.1对于大多数情况，塔径大于1.5m时，宜采用板式塔；塔 径为0.8m～1.5m时，宜选用板式塔，也可选用填料塔；塔径 小于0.8m时，宜选用填料塔。从现在的技术发展看，某些新型 填料在大塔中的使用效果可优于板式塔。 分留塔的塔径一般都比较小，在1.6m以下，推荐选用高效 填料塔。实际使用中，普遍采用的也是填料塔。 7.4.2填料塔应根据塔径、气液相负荷、介质特性、操作条件 等因素选择填料类型规格。规整填料通过规则排列的构件，形 成了均匀的有规则的气液流道，使气液按有序的方式进行接触， 人而强化了传质，减少了放大效应，减少了气流压降，持液量 低。根据有关资料，在FP=0.3以下，规整填料的性能优于散堆 填料和塔板：但对于FP≥0.5的高压精馏与吸收，液体喷淋密 度很高，气体返混严重，规整填料的效率急剧降低。 2散堆填料的持液量比较高，对于FP≥0.5的高液气比 或加压精留情况下，散堆填料的效率与生产能力较高。 2）如果没有填料床层限制板，由于气体的冲击和负荷 的波动，填料层逐渐膨胀升高，以致改变填料层的 初始堆积状态。填料层不均匀膨胀后，流体将主要 流经阻力较小的区域，因而沟流现象增加，流体不 均匀分布加剧，于是降低了塔效。 3）如果没有填料压板，项部填料发生移动、跳跃或撞 击，严重时会使填料破碎。填料破碎后，碎片会淤 积在床层内，堵塞通道，导致压力降增加，效率降 低，生产能力下降。碎片也会被物流带出塔外。压 板的重量要适当，既不能压碎填料，文要能起到限 制作用，其重量常设计成110kg/m?左右。 4）为了减轻消除壁流效应，必须安装液体再分布装置。 分段填料层的高度一般不应大于2.5m。

JGJ／T12-2019 轻骨料混凝土应用技术标准及条文说明7.4.3浮阀塔盘在蒸气负荷、操作弹性、效率和价格等方面都

7.4.3浮阀塔盘在蒸气负荷、操作弹性、效率和价格等

7.4.3浮阀塔盘在蒸气负何、操作弹性、效率和价格等方面都 比泡罩塔盘优越，浮阀的规格常用Φ50mm环形33g重阀。 从天然气中分离出的凝液没有异常起泡现象，停留时间取 3s就足够了。

7.5.1本条指出凝液泵一般采用屏蔽泵，运行比较平稳可靠。排 量很小时，离心泵往往不适用或者效率特别低，只能选用容积式 泵。塔的进料或回流的输送，若选用往复泵时，应做到排量基本 平稳。可选用双缸双作用式的泵，以及采用缓冲器等措施。 7.5.5驱动机所需功率的裕量系数可参考表1，本表摘自现行行 业标准《炼油装置工艺设计技术规定》SH/T3121的第6.4.6条。

GTCC-045-2018 铁道货车心盘磨耗盘-铁路专用产品质量监督抽查检验实施细则表1驱动机所需功率的裕量系数表

7.6.2原料气、凝液、冷剂用水冷凝冷却时，冷却水宜采用密 闭循环水，否则换热器应考虑化学清垢措施，应采用宜清垢换 热器。

《建筑照明设计标准》GB50034 [2]《石油天然气工程设计防火规范》GB50183 [3]《化工企业照明设计技术规定》HG/T20586