1、能源公司年产40亿方煤制天然气项目可行性研究报告XX工程咨询有限公司二零XX年XX月XX项目可行性研究报告建设单位：XX建筑工程有限公司建设地点：XX省XX市编制单位：XX工程咨询有限公司20XX年XX月11可行性研究报告编制单位及编制人员名单项目编制单位：XX工程咨询有限公司资格等级： 级证书编号：（发证机关：中华人民共和国住房和城乡建设部制）编制人员： XXX高级工程师XXX高级工程师XXX高级工程师XXXX有限公司二XX年XX月XX日目錄1.1.1 项目名称、主办单位、企业性质及法人代表11.1.2 编制的依据和原则11.1.3 项目提出的背景、投资必要性21.1.4 可研设计范围及分工2、61.2 结论61.3 主要技术经济指标表71.4 存在问题和建议92 市场预测102.1 天然气特性和用途102.1.1 天然气的特性102.1.2 天然气（甲烷）的用途112.2 中国天然气的发展与问题122.2.1 中国天然气的发展122.2.2 中国天然气存在的主要问题132.3 天然气市场供需情况142.3.1 天然气供需情况142.3.2 LPG 供需情况312.3.3 LNG 供需情况332.3.4 天然气管道建设352.4 发展煤制天然气对解决未来市场需求的意义362.5 天然气价格现状及预测372.6 煤化工及煤制天然气产业发展政策的分析402.7 市场风险分析422.7.13、 目前气价调查422.7.2 风险分析422.7.3 市场风险减缓措施442.8 结论与建议453 产品方案及生产规模463.1 生产规模和操作制度463.1.1 生产规模463.1.2 操作制度463.2 产品方案463.3 产品规格及质量指标463.3.1 产品天然气463.3.2 副产品473.4 主要工艺装置组成及能力484 工艺技术选择及技术来源514.1 工艺技术路线选择514.1.1 气化技术524.1.2 变换664.1.3 气体净化664.1.4 制冷工艺684.1.5 甲烷合成技术694.1.6 甲烷气压缩724.1.7 合成天然气干燥744.1.8 硫回收技术794.1.4、9 空分技术与规模的选择824.2 工艺装置工艺流程854.2.1 气化854.2.2 粗煤气变换、冷却894.2.3 低温甲醇洗904.2.4 制冷954.2.5 甲烷合成954.2.6 合成天然气压缩与干燥964.2.7 煤气水分离974.2.8 酚氨回收984.2.9 膜分离1004.2.10 煤锁气柜及煤锁气压缩1044.2.11 硫回收1054.2.12 空分1074.2.13 全厂综合罐区1084.2.14 火炬1114.2.15 泡沫站1124.3 主要工艺技术来源1134.3.1 碎煤加压固态排渣气化及低温甲醇洗技术1134.3.2 水煤浆气化技术1144.3.3 甲烷合成技术5、来源1144.3.4 硫回收1144.4 自控技术方案1144.4.1 概述1144.4.2 自控水平1144.4.3 安全技术措施1164.4.4 仪表选型1164.4.5 动力供应1185 原材料及动力供应1195.1 原料供应1195.1.1 主要原材料的品种、质量、年需要量1195.1.2 原燃料煤的规格1195.1.3 原料煤及燃料煤用量1215.1.4 原燃料煤的粒度分析1215.2 主要辅助材料供应1215.3 动力消耗1225.3.1 动力消耗量1225.3.2 主要公用工程供应1226 建厂条件和厂址方案1246.1 建厂条件1246.1.1 厂址的地理位置、地形、地貌概况16、246.1.2 工程地质、水文地质、地震和气象等情况1246.1.3 交通运输条件1276.1.4 主要原材料供应1276.1.5 水源、供排水、防洪等情况1286.1.6 电源、供电、电讯等情况1286.1.7 供热工程情况1286.1.8 环境条件1296.1.9 生活福利设施的条件1296.1.10 厂址目前土地使用现状1296.1.11 当地协作条件1296.1.12 当地社会经济条件1296.1.13 排渣场1306.2 厂址方案1306.2.1 厂址方案1306.2.2 推荐厂址意见1306.2.3 拟选厂址尚需进行以下工作1307 公用工程和辅助设施方案1317.1 总图运输137、17.1.1 设计依据1317.1.2 设计基础资料1317.1.3 总平面布置1317.1.4 竖向设计1347.1.5 工厂运输1347.1.6 工厂防护1367.1.7 消防1367.1.8 工厂绿化1367.1.9 厂外工程1367.2 给水排水1367.2.1 概述1367.2.2 厂区给水1377.2.3 工厂排水1427.3 供配电1537.3.1 供电概述1537.3.2 电源状况及供电方案1547.3.3 用电负荷及全厂变电所1567.3.4 主要设备选择1577.3.5 设备布置1587.3.6 主要电力设备和线路的继电保护及自动装置1597.3.7 电力设备过电压保护158、97.3.8 中性点接地系统及配电电压1597.3.9 照明1607.3.10 防静电、 防雷及接地1607.3.11 电修1607.3.12 主要节能措施1607.4 供热1657.4.1 热电站1657.4.2 脱盐水站1737.4.3 热电站定员1787.5 固体原料、产品储运1787.5.1 备煤1787.5.2 固定床加压气化排渣1797.5.3 锅炉排灰1807.5.4 锅炉排渣1817.6 工艺供热外管1827.6.1 概述1827.6.2 管道及其支架的敷设1827.5.3 管道设计1837.6.4 防静电1847.7 采暖通风及空调1847.7.1 采暖设计1847.7.2 9、空调设计1847.7.3 通风设计1847.8 维修1857.8.1 机修1857.8.2 电修1857.8.3 仪修1857.9 分析化验1857.9.1 概述1857.9.2 分析室的布置1867.9.3 仪器选型1877.10 土建1877.10.1 建筑设计1877.10.2 结构设计1887.11 电信1917.11.1 设计范围1917.11.2 设计依据及遵循的规范1917.11.3 设计内容分项说明1917.11.4 火灾自动报警系统1927.11.5 可燃性气体及毒性气体探测系统1937.11.6（生产扩音）对讲系统1937.11.7 电视监控系统1937.11.8 有线电视10、系统1938 节能1948.1 概述1948.1.1 编制说明1948.1.2 计算范围1948.2 节能原则1948.3 节能措施1948.3.1 工艺节能措施1948.3.2 给排水节能措施1958.3.3 供电节能措施1958.3.4 其它节能措施1958.4 合成天然气能耗指标1959 环境保护1979.1 厂址自然条件1979.1.1 地理位置1979.1.2 地形地貌1979.1.3 水文、工程地质1979.1.4 气象条件1979.2 编制依据及采用标准1989.2.1 编制依据1989.2.2 执行的有关法规及规定1989.2.3 环境质量标准1999.2.4 排放标准199911、.3 建设项目主要污染物及主要污染物排放量1999.4 设计中拟采用的环保治理措施2049.5 环境影响分析及其投资20810 劳动安全与工业卫生21010.1 设计遵循的法令和标准规范21010.2 工程概况21110.3 生产过程中危险有害因素的分析21110.3.1 危险有害物料危害特性的分析21110.3.2 危险有害因素的分析21210.3.3 各工段可能产生的危险有害因素分析21310.4 设计中采取的防范措施21410.4.1 防火防爆21410.4.2 防尘防毒、防灼伤21510.4.3 防静电21610.4.4 防雷21610.4.5 触电防护21610.4.6 化学危险品储12、运21610.4.7 防机械及坠落等意外伤害21710.4.8 其它防范措施21710.5 安全卫生管理机构21710.6 安全卫生投资估算21711 消防21911.1 本工程设计执行的规范、标准21911.2 工程概述及消防环境现状21911.3 工程的火灾危险性分析21911.4 工程设计中的安全措施22011.5 消防设施和措施22011.6 消防投资估算22112.1 工厂体制及管理机构的设置22212.2 建议的组织机构22212.3 生产班制及定员22212.4 人员来源和培训22313 项目实施规划22413.1 项目实施原则22413.2 建设工期22413.3 实施进度安排13、22414.投资估算22614.1 投资估算22614.1.1 估算范围和依据22614.1.2 建设投资估算22614.1.3 建设期利息估算22714.1.4 流动资金估算22714.1.5 项目总投资22714.2 资金筹措及投资使用计划22715 财务、经济评价及社会效益评价23415.1 产品成本和费用估算23415.1.1 产品成本和费用估算的依据和说明23415.1.2 成本费用估算23415.2 财务评价23515.2.1 财务评价依据和说明23515.2.2 主要报表分析23615.2.3 财务评价的主要指标23715.2.4 不确定性分析23715.3 结论23915.4 14、经济评价附表2391 总论1.1 概述1.1.1 项目名称、主办单位、企业性质及法人代表（1）项目名称：新疆XXXX 40 亿方/年煤制天然气项目（2）主办单位：新疆XX新能源有限公司（3）建设地址：新疆富蕴县恰库尔图镇XX矿区1.1.2 1.1.2.1 编制的依据（1）新疆广汇提供的有关资料及厂址初步选择报告。（2）新疆广汇提供的有关供水、供电、项目征用土地意见和建设项目环境保护意 见的批文及资料。（3）新疆广汇与赛鼎工程有限公司签订的“新疆XX新能源有限公司准东喀 木斯特 40 亿方/年煤制天然气工程”编制可行性研究报告合同及补充合同内 容。（4）新疆XX新能源有限公司对当地煤种进行的煤质15、分析报告。（5）中华人民共和国环境保护法、中华人民共和国劳动安全法等相关的国家 法律、法规。（6）化工建设项目可行性研究报告内容和深度的规定。1.1.2.2 编制的原则（1）认真贯彻执行国家基本建设的各项方针、政策和有关规定，执行国家及各部 委颁发的现行标准和规范。（2）结合实际情况，选择技术先进、工艺成熟、切合实际的设计方案，并采用高 新技术及其它行之有效的节能措施，降低生产成本和投资，力争达到国际先进水平。（4）突出环境保护，设计中选用清洁生产工艺，确保工艺水的闭路循环，在生产 过程中减少“三废”排放，同时采用行之有效的“三废”治理措施，贯彻执行“三废” 治理“三同时”的原则。（5）重视劳16、动安全和工业卫生，设计文件应符合国家有关劳动安全、劳动卫生及 消防等标准和规范要求。减轻劳动强度，保护职工身体健康。（6）充分发挥当地资源优势和企业的产业经济优势，实现地方经济和企业经济可 持续发展，适当考虑项目未来发展的需求。（7）提高机械化和自动化信息技术水平，仪表选型切实可靠与适度先进相结合。（8）设计中采用先进可靠技术节能降耗，节约用水、节约土地。贯彻“3R”、“3E” 的设计理念。（9）突出环境保护，设计中选用清洁生产工艺，采用行之有效的“三废”治理措 施，达到工艺污水零排放。（10）贯彻化工生产装置布置的“五化”原则，即一体化、露天化、轻型化、大型 化和国产化，以达到节省投资和减少17、占地的目的。1.1.3 项目提出的背景、投资必要性1.1.3.1 建设单位概况 项目建设单位新疆XX新能源有限公司（以下简称“富蕴公司”）目前注册资本 4 亿元人民币，控股股东广汇能源股份有限公司出资 2.04 亿元，占注册资本的 51%，新疆广汇实业投资（集团）有限责任公司出资 1.96 亿元，占注册资本的 49%。富蕴公 司注册地位于新疆阿勒泰地区富蕴县。富蕴县煤炭资源禀赋丰富，煤炭资源储量约 466亿吨，已探明储量 96.67 亿吨，其中根据XX矿区总规区域探明的煤炭资源量约为61 亿吨。水利资源丰富。 广汇能源股份有限公司（原名新疆广汇实业股份有限公司，以下简称“广汇能源”）创建于 118、994 年，于 2000 年 5 月在上海证券交易所上市，公司 A 股代码：600256。公司 2002 年进行产业结构调整，相继进入液化天然气（LNG）、煤化工和煤炭开发、石油 天然气勘探开发领域，2012 年成功转型为专业化的能源开发上市公司。目前已形成以 LNG、煤炭、煤化工、石油为核心产品，能源物流为支撑的天然气液化、煤化工、石油 天然气勘探开发三大业务板块。截至 2013 年 6 月 30 日，广汇能源拥有总资产 270.15亿元，净资产 92.57 亿元。公司控股股东是新疆最大的民营企业新疆广汇实业投资（集 团）有限责任公司（以下简称“广汇集团”），占股权比例为 43.97%；广汇19、集团是中国 500 强企业，是一家集“能源开发、汽车服务、房产置业”三大产业为一体的跨国企业集团。截至 2013 年 6 月 30 日，广汇集团拥有总资产 1073.4 亿元，净资产 354.3 亿元。员工人数 7 万多人。多次荣获自治区级、国家级荣誉称号。连续 12 年跻身“中国企业500 强”，2013 年位列“中国企业 500 强”第 142 位，“中国民营企业 500 强”第 7 位；被授予国家“诚信纳税企业”，2010 年荣获“国家西部大开发突出贡献集体”等称号。广汇集团先后从事餐饮娱乐业和石油机械进出口贸易，创下 8000 万美元新疆民营 企业最好外贸记录。1994 年进行第一次结20、构调整，进入房地产开发和石材加工产业， 由三产推进到二产。先后兼并了 31 家国有和集体企业，并迅速发展成为新疆最大的房 地产开发企业。2000 年广汇集团进行第二次结构调整，先后进入汽车服务和清洁能源产业，初步 完成三大产业的战略构想，并快速发展成为国内供应能力最大的陆基 LNG 企业。2007 年广汇集团明确了“清洁能源、汽车服务、房地产”三大产业长期发展战略和进入世界 500 强的宏伟目标。2008 年广汇集团启动哈萨克斯坦斋桑油气综合开发项目；2009 年启动富蕴煤制气 项目；2010 年启动“大能源、大物流、大市场”战略，建设新疆第一条民营运输淖柳 公路、铁路专用线。广汇集团引进国际21、化专业团队，大幅提升汽车产业的管理水平，成为国内最大汽车 经销商，积极筹备 2014 年上市。2011 年 3 月，广汇集团三大产业正式命名为“能源开发、汽车服务、房产置业”。1.1.3.2 项目建设背景近几年国际原油价格一路上扬，2004 年以来持续高位运行，2004 年国际原油价格 约 35 美元/桶，2006-2007 年油价多次超过 70 美元/桶，2008 年曾一度超过 140 美元/桶， 据有关部门预测，未来若干年国际原油价格将保持在高位运行。随着国民经济的快速发展，我国对石油的需求量不断增加。2012 年我国原油产量 达 2.05 亿吨；进口原油 2.71 亿吨，对外依存度达到 22、57%以上。预计到 2020 年，我国石油需求将达到 6 亿吨左右，石油进口量将突破 4 亿吨，对外依存度将超过 67%。 国际石油价格持续升高，给我国能源供应带来了前所未有的压力。油价高升是发展煤化工最重要的驱动力，为保障国家能源安全，国家鼓励在资源产地发展煤化工。现代 煤化工可以通过煤清洁转化为油品、烯烃、合成天然气等石油替代产品，在油价较高的 时期，以煤为原料的化工产品具有较好的经济性。由于新疆广汇拥有XX矿区的煤 炭资源具有固定碳含量高、产气量高、热值高、内在含水和含氧量低，是优质的气化原 料煤和动力煤。因此，新疆广汇介入准东XX矿区发展煤化工，对保障国家能源安全和提高公司可持续发展能23、力都是非常必要的。 在这样的背景下，站在国家能源安全的战略高度出发，发展适合我国国情的替代性能源，就成为了保证国家经济持续发展不可回避的一个重要课题，而煤化工替代性能源 就是在这样的背景下推出的。替代性能源包括煤制天然气、煤制油、风能、太阳能、生 物质能等。从目前的技术成熟度和产业化可行性的角度上来说，煤制气具备很好的天然 气替代性，已经具备大规模产业化的基础。最近，石油和天然气价格的上涨已使化学工业使用煤生产化学品推向了一个“战略 转折点”。这一变化由发展中国家，尤其是亚洲国家空前的能源需求增长，以及煤利用 过程如气化和相关的环境技术进步所驱动。丰富的煤炭储量为我国煤化工行业的发展提供了丰富24、的物质基础。我国的煤炭储量 极为丰富，在世界已探明的储量当中，我国的煤炭储量占到大约 15% 而石油储量才占 到 2.7%左右，这就造成了我国一次性能源中以煤为主的事实。而丰富的煤炭储量无疑 为煤制天然气提供了足够的原材料来源。我国煤炭储量丰富，煤制天然气行业未来发展 前景相当可观。新疆煤炭资源丰富，全区预测煤炭资源总量 2.19 万亿吨，约占全国资源量的 42%， 截止到 2005 年底，已查明煤炭资源储量 1008 亿吨。新疆煤炭资源储量大，贮存条件好， 资源相对集中。煤质以长焰、不黏结煤和弱黏结煤为主，水资源也比较丰富，人均占有 水量是全国平均的 2.25 倍，适用于煤电、煤化工生产。新25、疆自治区规划在准东、伊犁、 哈密地区建设大型煤化工基地。准东煤田丰富的煤炭资源的开发成功，为新疆广汇在准东XX矿区实施煤、电、 化一体化发展战略创造了必要条件。公司拟依托自身人才、资金和技术优势，在准东喀 木斯特矿区坑口附近建设大型煤化工园区，进一步做大做强企业。发展煤化工，对发挥当地丰富的煤炭资源优势，补充国内油、气资源不足和满足对 化工产品的需求，推动煤化工洁净电力联产的发展，保障能源安全，促进经济的可持续 发展，对新疆地区经济发展，支援农业生产，具有现实和长远的意义。国家发改委发改办工业【2006】2452 号文对煤化工产业中长期发展规划（征求 意见稿）指出：“我国天然气资源不足，市场需26、求量大，近年民用燃气增长较快，不 仅供需矛盾突出，而且调峰压力越来越大。在煤炭价格较低的地区生产煤制天然气，通 过管道送至天然气市场，有利于缓解天然气供给和调峰压力。”据此文件精神，新疆广 汇决定利用新疆地区丰富煤资源，对该资源的洁净利用，为国家的石油安全、洁净煤产业的健康有序发展和振兴边境地区经济社会进步作出贡献。1.1.3.2 项目建设的必要性（1）以煤炭资源替代部分油、气资源，是我国经济建设可持续发展的必由之路。 我国能源结构的特点决定了寻求油、气的替代能源是我国经济发展与能源战略安全的长 远战略。本项目甲烷产品的目标市场定位为国内LPG 燃料和天然气的替代和补充，是 所有替代燃料技术中27、最成熟、最安全和最经济的选择，这对我国实现节约和替代油、气 的目标具有重要的现实和战略意义。（2）项目建设是贯彻党中央振兴边境战略，发展地区经济的需要，本项目的建设 充分发挥新疆阿勒泰地区富蕴县XX矿区的煤炭资源优势，增加地方就业机会，增 加税收，推动地区社会经济的发展，构建和谐社会具有重要意义，为振兴边境做出贡献。（3）发展大型煤基合成天然气产业，是实现煤炭资源清洁利用和提高煤炭资源利 用的附加值，落实科学发展观、实现可持续发展的客观选择，符合“3R”原则，即“减 量化、再利用、资源化”，较好地体现“3E”原则，即“环境、节能、效益”优先的原 则。以煤为原料，采用洁净的气化和净化技术大规模制28、取人工天然气，为低品质褐煤的 增值利用开辟了潜力巨大的前景, 为煤炭企业提供了新的发展机遇和发展空间，将有利 于煤炭行业优化产业结构，提高附加值，谋求可持续发展，提高煤炭行业的综合实力， 同时也符合现代煤化工一体化、大型化、基地化的发展特征和产业组织规律。本项目的兴建，充分利用了新疆煤资源优势。根据市场需求，应用洁净煤技术建设 现代化高起点的煤化工基地，促进了煤炭加工和利用的产品链的延伸，培育了新的经济 增长点。具有良好的经济效益和社会效益。（4）本项目采用的先进工艺技术，在有效而清洁地利用煤炭资源，为国民经济作 出重大贡献的同时，有效地保护了当地环境。符合对煤炭的利用要按“集约化、大规模、 29、多联产、清洁利用和有效利用”的现代洁净煤技术模式，符合节能减排与环境保护的需 要。（5）城市环境治理和能源结构调整需要，随着人民生活水平的提高，人们的环保 意识逐渐增强。煤制天然气作为煤炭的替代产品是一种洁净、优质的燃料，具有环保和 经济的双重意义。本项目的建设，有助于城市能源结构调整，方便城市居民生活，引导 产业合理布局，为创造经济繁荣、生活富裕、生态环境良好的和谐社会做出贡献。该煤制天然气项目，就是利用新疆准东XX矿区丰富的煤资源，用碎煤加压气 化技术与水煤浆气化技术进行气化，再经耐硫变换、低温甲醇洗、甲烷化，制成代用天然气（SNG），供城市使用。SNG 可以弥补我国天然气资源不足的矛盾，30、又克服了传统 的煤制气供应中热值低、含一氧化碳有毒气体的缺点，是很好的天然气代用能源。1.1.4 可研设计范围及分工 本项目可研设计范围包括备煤、煤气化、变换冷却、脱硫脱碳、甲烷化、副产品回收装置以及界区内的空分、全厂给排水、全厂供电、供热站、三废处理等公用工程及辅 助设施。不包括厂外供电、厂外供水、渣场以及天然气的长输管道等厂外工程。1.2 结论l 本项目为煤炭洁净高效生产系统，是煤炭综合利用，提高附加值的最有效、最 经济的途径之一，符合国家的产业政策、能源和环境保护政策。l 以煤为原料生产合成天然气、副产品石脑油、焦油、中油、粗酚及硫磺等，具 有广阔市场，产品成本具有较强的竞争力。l 新疆31、准东XX矿区有丰富的煤炭资源，具有水分低、热值高、灰熔点适中 等特点。采用碎煤加压气化技术对该煤不需要干燥，单位热值氧耗是气流床的1/3，净 煤气中甲烷含量高（约1819%），其热值占净煤气总热值的40%以上，大量杂环烃类、 酚、氨被综合利用，可降低煤制天然气成本。副产的氨可送锅炉脱硫脱硝，得到化肥硫 铵。采用碎煤加压气化技术，投资省，节能效果显著，比其他气化工艺的能量转化效率 高10%以上（包括副产品），是一种最适合合成天然气的气化技术。l 煤气化工艺技术选择采用碎煤加压气化技术+水煤浆气化技术组合，充分利用两 种成熟的气化技术取长补短，碎煤加压气化产生的含酚废水与粉煤制成水煤浆，作为水 煤32、浆加压气化的原料，由此将碎煤加压气化的废水加以利用，降低了工艺污水处理的难 度，使煤的利用率和工艺污水回用率极大提高，也解决了粉煤平衡的问题，突出了综合 利用煤炭资源的优越性，在国内外均属首次，属于集成创新，具有示范意义。l 工艺污水、生活污水、清净废水、雨水进行清污分流、分级处理、分级利用。 其中工艺污水经过酚氨回收、膜分离后，COD、总酚、油含量大大降低，使生化处理难 度显著降低，在污水生化处理中增加水解和酸化工艺，对工艺污水进行预处理，提高废 水的可生化性，采用成熟的SBR程序控制间歇式活性污泥法，曝气系统采用防堵的碟式 曝气器。经生化处理后的污水再经过超滤装置，进一步去除污染物，达到循33、环水补水标 准，回用于循环水。l 采用膜技术对碎煤加压气化工艺污水进行浓缩，浓水做为水煤浆气化炉的水煤浆制备水，清水作为水煤浆的工艺补充水，清、污分类处理更有效利用水资源。l 采用甲基异丁基甲酮（MIBK）作为萃取剂，MIBK 对单元酚、多元酚的分配系 数远高于传统二异丙基醚萃取剂，同时挥发性远低于二异丙基醚，可以大大降低萃取剂 的损失，并采用先脱氨后脱酚的工艺，降低废水碱性，利于酚的萃取。l 项目所在地距准东油田只有100公里，为油田的二氧化碳利用提供了便利条件， 可将剩余二氧化碳输送到油田作为驱油剂，提高原油采收率，实现二氧化碳捕集和利用。l 所选择的工艺技术路线成熟、先进、合理，采取切实34、可行、有效的节能与环保 措施，符合国家的产业、能源和环境保护政策，是实现产品多元化的示范项目。l 所选厂址具有工程建设的基本条件，公用工程供应完全满足要求，原料供应可 靠。l 技术经济分析表明，项目全投资内部收益率税前21.48%，税后17.30%，盈亏平 衡点为32.79%。就能源产品而言，本项目经济指标有竞争力，有较强的抗风险能力。 1.3 主要技术经济指标表主要技术经济指标序号项目单位数量备注1生产规模Nm3/d1297.08104Nm32产品方案2.1主产品天然气万 Nm3/a43.21042.2副产品焦油t/a14.976104中油t/a16.72104粗酚t/a59040石脑油t/35、a40320硫磺t/a28800液氨t/a6400硫酸铵t/a504803年操作日天3338000 小时4原料及燃料煤用量t/a原料煤t/a1016104燃料煤t/a314.41045辅助材料和化学品用量甲醇t/a3296甲基异丁基酮 MIBKt/a11344序号项目单位数量备注变换催化剂m3/3 年460甲烷合成催化剂m3/2 年560甲烷合成保护剂m3/2 年230硫回收催化剂m3/3 年73.430%NaOHt/a2400盐酸 30%t/a33006公用工程消耗量新鲜水t/a2396x104电万 kWh/a-30125.67运输量t/a1467.846 x104运入量t/a1333.1536、9 x104运出量t/a134.685 x1048全厂定员人1500其中：生产工人人1200管理和技术人员人3009占地面积ha353.610项目总投资万元2484882.9310.1基建投资万元2290036.2210.2固定资产方向调节税万元10.3铺底流动资金万元12557.0910.4基建期利息万元182289.6311项目固定资产投资万元2472325.8412资本金万元745478.0813基建贷款万元1739404.8514年销售收入万元946728.79平均15年营业税金及附加万元12393.97平均16年总成本费用万元457739.64平均17年利润总额万元491372.5137、平均18年所得税万元122843.13平均19投资利润率%19.54平均20投资利税率%23.24平均21成本费用利润率%107.35平均22投资收益率%25.04平均23资本净利润率%49.4424社会贡献率%21.3325外汇贷款偿还期年含基建期序号项目单位数量备注26国内贷款偿还期年6.90含基建期27投资回收期(所得税后）年7.37含基建期28投资回收期(所得税前）年6.48含基建期29全投资内部收益率%17.30所得税后30全投资净现值万元1094272.21所得税后31全投资内部收益率%21.48所得税前32全投资净现值万元1829173.98所得税前33资产负债率%74.113438、盈亏平衡点%32.7935流动比率%13,301.4536速动比率%13,154.5435注：贴现率 I=10%项目基建期 3 年1.4 存在问题和建议本报告不包括论述厂外供电、供水、渣场、铁路及天然气输送等工程，仅对上述投 资进行估列，建议业主尽快落实上述厂外工程的实施。工艺装置水煤浆气化、甲烷合成、硫回收装置需引进技术或关键设备（包括国内技 术），本可研工艺流程和消耗是依据一般资料估算的，待技术交流、方案确定后，工艺 流程和消耗、投资会有所偏差。2 市场预测2.1 天然气特性和用途2.1.1 天然气的特性 天然气是埋在地下的古生物经过亿万年的高温和高压作用下形成的可燃气体。天然气的主要成份39、是甲烷，是最简单的烷烃，也是有机物中最简单的稳定化合物。是一种无 色、无味、无毒、可燃气体、洁净环保的优质能源。微溶于水、乙醇、乙醚等有机溶剂。（1）甲烷主要特性甲烷特性分子式CH4分子重量16.0密度，kg/m3-170(l)436.2粘度（-170）0.142mpa.s20(g/l)0.722偶极矩，C.m0100(g)0.513蒸发热84.9kJ/mol摩尔热容，J/(mol.k)2037.53表面张力(-170)15.8mN/m00.26燃烧热84.9kJ/mol-1005.65生成焓-74.89kJ/mol生成热84.9kJ/mol压缩因子0.299闪点，（K）-188.15(85)40、三相点在水中的溶解度，cm3/ cm3压力,Mpa0.01200.05563温度, -182.48100.04177液体密度,kg/m3450.7200.03308气体密度,kg/m30.257500.021341000.0170（2）天然气几种不同的划分 如果按其形成，可分为油田气、煤层气、生物气和水合物气四种。油田气是石油烃类天然气，煤层气是成煤过程中有机质产生的甲烷气，生物气是有机质在 70以下遭 厌氧微生物分解产生的甲烷气，水合物气是在低温高压下，甲烷等气体分子渗入水分子 晶隙中缔合的气体。如果按其生产来划分，可划分为液化天然气、压缩天然气两种。液化天然气是当天 然气在大气压下，冷却至41、约-162时，天然气气态转变成液态，称为液化天然气。液化天然气无色、无味、无毒且无腐蚀性，其体积约为同量气态天然气体积的 1/600，液化 天然气的重量仅为同体积水的 45%左右。压缩天然气是天然气加压并以气态储存在容器 中。2.1.2 天然气（甲烷）的用途1）民用燃料 天然气是理想的民用燃料，具有热值高、易输送、燃烧充分无污染、使用较水煤气等其他气体燃料安全等优良特性。2）天然气汽车 压缩天然气汽车（CNGV）在世界范围内发展很快。其优点是燃烧完全，对环境污染小，发动机积炭少，节省润滑油，燃烧价格低（与 1 吨汽油热值相当的天然气价格不 到汽油价格的一半），安全系数高，噪音小；缺点是：第一，42、天然气热值低导致天然气 汽车功率小，不适合大功率汽车使用。其次， 由于天然气压缩困难，生产、储运费用 高，天然气站的建设也需要较高的投资。第三，目前尚无完善的天然气汽车供气网络， 天然气汽车只适合在城市使用。第四，天然气钢瓶重达 400Kg 影响汽车载荷的 10%左 右。综合以上优缺点，可以看出在石油资源相对短缺而天然气资源相对较多的今天，发 展天然气汽车势在必行，但需要较大的投资、且需各地共同建设，才能建成完善的天然 气汽车供气网络。目前一辆天然气汽车的改装费用在 7000-11000 元人民币，单是节约 燃料一项，即可在一年内收回成本（对公交汽车而言）。综合对比其优缺点来看，在石 油资源短43、缺的今天，发展车用天然气势在必行。3）取代燃煤锅炉，发展环保产业 为了净化环境，还老百姓一片蓝天，国家多次规划取消燃煤锅炉，但由于我国天然气供应有限，且供应具有区域限制，目前尚不能完全满足民用燃气市场，无力顾及燃煤 锅炉。4）天然气发电 热电联合循环发电（GHP）既有经济效益，又不污染环境，国外已被大量使用。在国家大力提倡可持续发展，加强环保，建设社会主义和谐社会的大背景下，发展无污染 的洁净发电技术，是大势所趋。但以煤制天然气作为发电原料，其效益远不如 IGCC 技 术，只能将天燃气发电技术作为调峰电厂的燃料。5）天然气的化工用途天然气是碳一化工的基础原料之一，是重要的有机合成的基础原料。城44、市燃气 发电氢氟酸 合成气甲烷二硫化碳 甲烷氯化物单细胞蛋白 碳黑乙炔氢合成氨 乙二醇羰基醇 光气 合成油 甲醇二甲基甲酰胺（DMF） 二甲醚（DME） 乙烯（MTO） 丙烯（MTP） 汽油（MTG）甲醛 氯甲烷甲基丙烯酸甲酯 对苯二甲酸二甲酯 醋酸2.2 中国天然气的发展与问题2.2.1 中国天然气的发展（1）中国天然气的发展 我国天然气利用已有相当悠久的历史，但工业起步较晚，与世界发达国家和地区相比还有较大差距。我国的能源蕴藏量位居世界前列，同时也是世界第二大能源生产国与 消费国。石油和天然气都是化石能源，不可再生，越用越少，这是必然的结果。我国天 然气的潜力主要集中在 12 个盆地，由此45、可见，中国天然气主要分布于中国西部，其次 为海域，东部比较少。中华人民共和国成立以来，天然气生产有了很大发展。特别是“八五”以来，中国 天然气产量快速增长，天然气进入高速发展时期。最突出的是在世界排名位次有明显变 化：1995 年为第 22 位，1996 年为第 21 位，1997 年为第 19 位，1998 年为第 18 位，1999年为第 15 位，2000 年为 18 位，2001 年为第 15 位，2002 年为第 16 位，2007 年上升到第 9 位，2012 年上升到第 7 位。近期中国天然气产量见下表。中国天然气产量排名年份产量/亿 m3世界排名1997221.3192002346、26.3162007694.19201210677从我国天然气产量发展历程来看，主要经历了两个阶段，第一阶段为起步阶段，从 1949 年到 1995 年，天然气产量由 0.11 亿 m3 增至 174 亿 m3，产量增长缓慢；46 年间累 计探明天然气地质储量为 14000 亿 m3，年均增长 304 亿 m3，储量增长较慢。第二阶段 为快速发展阶段，从 1995 年到 2004 年天然气年产量由 174 亿 m3 增长到 410 亿 m3；9年间增长了 236 亿 m3，超过了 1995 年前 46 年的增量，年均增长 26.2 亿 m3，产量快速 增长。截止 2010 年底，我国累计探明天47、然气地质储量为 9.13 万亿立方米，我国天然气剩 余探明技术可采储量 3.78 万亿立方米，探明程度为 17.5%。从消费地区结构来看，中国天然气消费几年前主要以产地消费为主，主要集中在西 南、东北和西北地区，即四川、黑龙江、辽宁和新疆，占全国消费量的 80%以上。近几 年天然气工业发展很快，北京、上海、南京、天津、重庆、成都、沈阳、郑州和西安等 许多大城市用上了管道天然气。在天然气基础设施建设方面，中国天然气骨干网络已初步形成。十一五期间，中 国已建成了包括西气东输管线一线、二线、陕京一、二线、忠武线、瑟宁兰线及冀宁联 络线在内的天然气输气干线。截止 2010 年底，全国天然气管道总长度达48、 4 万公里，地下储气库工作气量达到 18 亿立方米，建成 3 座液化天然气（LNG）接收站，总接收能力达到 1230 万吨年，基本形成西气东输、北气南下、海气登陆的供气格局。 液化天然气（Liquefied Natural Gas）是影响中国天然气资源格局的一个重要因素。随着 LNG 进口提速，中国将成为亚太地区新兴的 LNG 市场。2.2.2 中国天然气存在的主要问题（1）天然气储量不多。根据目前勘探情况，我国天然气地质资源总量为 52 万亿Nm3，可采资源量约 32 万亿；截止 2010 年底，累计探明天然气地质储量 9.13 万亿 Nm3， 可采储量 3.7 万亿 Nm3，中国天然气储49、量在世界天然气总量中不足 3%。已探明的气藏规模以小型为主，储量以低丰度为主，丰度和特低丰度气田的探明储量占总储量的 50以上。（2）天然气勘探开发难度较大。陆上天然气资源量的 10%分布在 2000 米深度以上， 埋深大于 3500 米的天然气资源占 58.4%，而陆上地理条件恶劣的黄土塬、山地和沙漠 区天然气资源量占总资源量的 64%。尽快将现有天然气储量开发利用，对促进国民经济 发展有非常重要的作用。但中国的这些储量地表条件多为沙漠、黄土塬、山地，地理环 境恶劣。多数勘探气田层低孔、低渗、埋藏深、储层复杂、高温高压，且远离消费市场， 开发利用这些储量还存在许多技术难题。（3）我国天然气资50、源分布不平衡，天然气的生产与消费区域分离。资源大多分布 中国西部的老、少、边、穷地区，目前天然气运输仍然是以长输管道运输为主，解决大 城市天然气需求。由于气源供应不够，目前还无法满足沿线的中小城市的需要。（4）一次能源消费结构不合理，天然气所占比重偏低。我国天然气消费占一次能 源结构比例仅为 3.8%，远低于世界 24%的平均水平，也低于亚洲 11%的平均水平，没 有充分发挥天然气高效、清洁和方便的特点。我国煤炭资源丰富，煤炭在一次能源消费 结构中的比重达到近 70%，但随着环保问题日益受到重视，煤炭在能源消费结构中的比 重将稳步下降。（5）加快引进利用国际天然气资源。引进利用国际天然气资源是51、 21 世纪中国发展外向型能源经济的重点，是中国 21 世纪重大的能源战略。中国进口天然气将通过两条 途径解决：一是从俄罗斯、乌兹别克斯坦、土库曼斯坦、哈萨克斯坦等国引进管道天然 气；二是为中国沿海地区引进液化天然气（LNG）和购买天然气田。（6）加快建设煤制天然气工厂，以满足市场需要。2012 年中国天然气的消费量达1445.7 亿 Nm3，而中国 2012 年天然气的产量仅有 1067.1 亿 Nm3，全国天然气进口量407.7 亿 Nm3。据预测，到 2020 年我国天然气需求缺口约 600 亿 m3 的 30%将通过进 口来满足，由此可见，天然气资源远不能满足市场的需求。2.3 天然气52、市场供需情况2.3.1 天然气供需情况2.3.1.1 世界天然气供需情况（1）世界天然气储量概况世界天然气探明储量从 20 世纪 80 年代至今持续增加，除 20 世纪 80 年代末期及21 世纪初期有 2 次“台阶式”增长外，其他时期均稳步增长。2011 年世界天然气探明储量 191 万亿立方米，储采比为 60。世界 71.8%的天然气探明储量主要集中在中东地区 和前苏联地区，其占世界总量比例分别为 40.6%和 31.2%。中东地区天然气探明储量主 要集中在伊朗和卡塔尔；前苏联天然气主要集中在俄罗斯。2011 年世界天然气储量前五位国家分别为：俄罗斯 47.54 万亿立方米；伊朗 29.653、1万亿立方米；卡塔尔 25.37 万亿立方米；沙特阿拉伯 7.78 万亿立方米；美国 6.93 万亿 立方米。2011 年世界分地区天然气储量概况如下面表及图所示：2011 年世界天然气储量及构成 单位：万亿立方米地区2011年占全球的份额，%北美9.95.3中南美7.44.0欧洲和欧亚大陆63.133.7中东75.840.5非洲14.767.9亚太16.248.7世界合计187.1100.0其中：欧盟2.421.3经合组织17.19.1前苏联58.5331.32011 年世界分地区天然气储量 单位：万亿立方米（2）国际市场供应状况l天然气生产状况 世界天然气产量主要来自前苏联、北美、亚太及中54、东地区，近几年来世界各地天然气开采均显现发展势头，保持较高的增长率。2011 年这 4 个地区天然气产量占世界总产量的 80%。近年来，世界各地区天然气产量均有不同程度增长。从 2000 年到 2012年，天然气产量增长最快的是中东地区，产量从 2081 亿立方米增至 5484 亿立方米， 其次是非洲地区，北美和西欧地区产量增长缓慢。2012 年世界天然气产量前 5 位分别为：美国 6814 亿立方米；俄罗斯 5923 亿立方米；伊朗 1605 亿立方米；加拿大 1565 亿立方米；挪威 1149 亿立方米。2011 年 世界天然气分地区产量如下表及图所示：2011 年世界天然气产量及构成单位55、：亿立方米地区2011年占全球的份额，%北美896426.6中南美17735.3欧洲和欧亚大陆1035430.8中东548416.3非洲21626.4亚太490214.6世界合计33639100.0其中：欧盟14964.4经合组织1211536.0前苏联767722.8其他新兴市场2152564.02011 年世界天然气分地区产量 单位：亿立方米l天然气消费状况世界天然气消费主要发生在北美、前苏联、欧盟和亚太地区，2011 年这 4 个地区 的天然气消费量占世界的 79.3%。近年来，世界各地区天然气消费量亦有不同程度增长。 2000-2011 年，天然气消费量增长最快的是中东地区，从 18656、7 亿立方米增至 4031 亿立方米，年均增长 7.3%；其次是非洲，北美消费量增长缓慢。2010 年之前，世界天然气 消费继续稳定增长，20052010 年世界天然气消费年均增长率约为 2.5%，增长率最高 的地区可能是拉丁美洲、亚太、非洲和中东地区，年增长率可达 4%，甚至更高。但世 界产量约束开始显现，天然气行业将不得不面对供应的紧张期，其主要原因包括：虽然俄罗斯拥有巨大的天然气资源潜力，但是其天然气工业投资不足，用于天然气 勘探开发的资金短缺。在某些国家，可供生产 LNG 的天然气产量不足。2011 年世界天然气消费量前 5 位分别为：美国 6901 亿立方米；俄罗斯 4246 亿立方57、米；伊朗 1533 亿立方米；加拿大 1048 亿立方米；中国 1307 亿立方米。2011 年世界 分地区天然气消费量如下表及图所示：2011 年世界天然气消费量及构成 单位：亿立方米地区2011年占全球的份额，%北美863826.9中南美15454.8欧洲和欧亚大陆1101134.1中东403112.5非洲10983.4亚太590618.3世界合计32229100.0其中：欧盟447913.9经合组织1534647.7前苏联599518.6其他新兴市场1688452.32011 年世界天然气分地区消费量 单位：亿立方米（3）国际市场需求状况及预测到 2015 年世界天然气产能达到 353558、0 亿 m3，需求量为 35340 亿 m3，其中亚太地 区产能达到 4870 亿 m3，需求量为 5700 亿 m3，缺口至少为 830 亿 m3。20052015 年 世界天然气供需状况详见下表。20052015 年世界天然气供需状况亿 m3地区2005 年2010 年2015 年年均增长率%北美地区供应 需求 缺口741574857076008050450766085108500.31.3拉美地区供应 需求 余量1340119914116501510140198017702104.04.0欧洲地区供应 需求 缺口3145565525103100645033502850721043601259、.5前苏联地区供应 需求 余量8089646316268500680017009000705019501.10.9非洲地区供应 需求 余量17188298892400105013503230125019806.54.2中东地区供应 需求 余量309126834084500328012205760385019106.43.7亚太地区供应 需求 缺口3607399138443404940600487057008303.13.620052010 年世界天然气产量年均增长率为 2.5%，2007 年全球天然气产量较上年 增长 678 亿 m3，涨幅为 2.4%；五年间消费量也稳定增长，年均增长率约为 60、2.6%，其中 2007 年全球天然气消费量较上年的涨幅达 3.1%；亚太地区天然气产量年均增长率为4.1%，消费年均增长率为 4.8%，显然这五年间亚太地区天然气供不应求。预计 20102015 年，世界天然气产量和消费量增长速度均有可能减缓，年均增速 最多不超过 2%，亚太地区将很可能成为未来五年间天然气产量大幅度增长的地区，产 量年均增长率达到 2.4%3.0%，但亚太地区需求的增长速度会更高，消费增长率可达3.1%3.6%，将依然显现天然气供应不足的局面。（4）国际市场供需平衡分析全球天然气平衡已从 2005 年的有些过剩变为逐渐达到平衡；而亚太地区的供需状 况一直呈现极度紧张的局面，61、预计到 2015 年缺口可达 830 亿 m3。20052015 年世界及 亚太地区天然气供应/需求平衡详见下表。20052015 年世界天然气供应/需求平衡亿 m3产品20052006200720102015供应2840528722294003209035350需求2830528343292193208035340余量100379181101020052015 年亚太地区天然气供应/需求平衡亿 m3产品200520102015供应360743404870需求399149405700缺口384600830从中期的观点来看，随着亚太经济的持续发展，以石油和天然气为能源的需求将不 断增加。2.3.62、1.2 我国天然气供需情况（1）国内天然气储量概况20 世纪 80 年代以后，我国天然气勘探工作进展较快，“八五”期间新增探明储量7000 多亿立方米，“九五”期间新增探明储量 9000 多亿立方米，近年来平均年探明储 量增加 1000 亿立方米以上。1998-2008 十年间我国天然气探明储量的年均增长率为 6.5%。而同期，我国天然气产量的年均增长率达到 13.3%，2010 年天然气产量达到 948 亿立方米，储量的增长速度远远跟不上需求的增长速度，造成我国天然气储量采比从 1998 年的 58.7 年持续下降到 2010 年的 29 年，远低于同期世界 58.6 年的平均水平。200063、-2010 我国天然气探明储量年份探明地质储量/万亿立方米增长率 %2000年3.632001年4.1012.92002年4.5410.72003年5.0912.12004年5.6011.4年份探明地质储量/万亿立方米增长率 %2005年6.2211.02006年6.697.62007年7.319.22008年7.847.22010年9.39.3截止 2010 年底，我国累计探明天然气地质储量为 9.13 万亿立方米，我国天然气剩余探明技术可采储量 3.78 万亿立方米，同比增长 6%；剩余探明经济可采储量 2.8 万 亿立方米，同比增长 5%，占世界天然气探明总储量的 1.5%。我国天然气分64、布相对集 中，主要分布在陆上西部的塔里木、鄂尔多斯、四川、柴达木、准噶尔盆地，东部的松 辽、渤海湾盆地，以及东部近海海域的渤海、东海和莺琼盆地，目前这 9 个盆地远景资源量达 46 万亿立方米，占全国资源总量的 82%；已探明天然气地质储量 6.21 万 亿立方米，占全国已探明天然气地质储量的近 80%。 已探明的天然气气田 140 多个， 油气田 120 多个。天然气资源主要分布在中西部地区及近海地区。根据目前的评价和已 发现的可采储量，天然气主要分布在经济比较落后的中西部地区，并且高丰度的大型、 超大型气田数量极少，生产规模也比较小。而经济比较发达、能源短缺、污染较严重的 东部及沿海地区已65、发现的天然气储量不多，今后也不可能完全满足这些地区对能源的需 求。作为与煤炭伴生、以吸附状态储存于煤层内的非常规天然气煤层气储量丰富。据最 新一轮全国煤层气资源评价成果，全国煤层埋深 2000 米以内的煤层气总资源量为 36.81万亿立方米，全国探明煤层气储量 1359 亿立方米，全国煤层气区块 56 个，总面积约6.58 万平方公里，将为我国增加大量的优质能源。还有深部气、泥页岩气及致密砂岩气 等非常规气尚未评价。2008 年我国天然气剩余探明经济可采储量约 2.65 万亿立方米，资源分布结合经济 地理条件，可以划分为东部区、中部区、西部区、南方区、西藏区和海域区六个含油气 大区，目前开发主66、要集中在四川盆地、陕甘宁盆地、新疆塔里木和南海西部等大规模产 气区，详见下表。2001-2010 年我国天然气剩余经济可采储量和产量单位：亿立方米我国天然气资源分布示意图*其中溶解气主要分布在渤海湾、松辽和准噶尔3个盆地三者合计占溶解气总储量的82.6%，特别是渤海湾占全国 的50.2%。2007 -2009 年，我国连续三年新增天然气探明储量超过 6000 亿立方米，预计这种快速增长将持续保持到 2020 年或更长时间。但总体来看，我国天然气的探明程度还较低，天然气贮量正处于快速增长时期，天 然气的探明储量仍会不断增长，我国天然气的储采比将保持在 30 左右。2006-2008 年分 企业我67、国天然气剩余经济可采储量见下表：2006-2008 年我国分企业气层天然气剩余经济可采储量单位：亿立方米公司2006年%2007年%2008年%中石油17214.3173.618174.4973.419338.1974.2中石化4225.0418.14636.5218.74799.6918.4中海油1905.688.11898.597.71865.097.2地方59.420.253.990.249.320.2全国总计23404.4510024763.5910026052.29100（2）国内天然气供需状况l天然气生产状况2001 年，我国天然气产量为 303 亿立方米，自 2003 年开始，产68、量快速增长，年均增长率 17.4%；截止 2012 年年底，天然气产量为 1067.1 亿立方米，同比 2011 年增长4.1%，增速放缓。我国近年天然气产量单位：亿立方米年份产量2003年341.32004年407.72005年499.52006年585.52007年693.62008年774.72009年851.72010年944.8我国近年分地区天然气生产量单位：亿立方米地区2000200120022003200420052006200720082009北京0000000天津9.108.958.888.498.728.7910.5013.3414.0114.30河北5.145.215.969、06.346.636.926.557.148.7418.80山西1.141.582.062.503.246.020内蒙4.557.018.498.4917.190辽宁14.7014.7113.3113.2810.311.7211.948.728.718.10吉林2.052.052.412.323.445.402.415.227.211.64地区2000200120022003200420052006200720082009黑龙江23.0422.0320.2220.9620.3424.4324.6525.5027.230.04上海2.603.304.334.975.736.045.645.07470、.294.0江苏0.240.230.230.330.530.640.610.580.580.57山东6.888.507.508.109.259.258.557.848.359.05河南14.9517.3619.3620.1418.5517.6218.6815.7614.429.58湖北0.910.760.910.941.081.121.161.172.851.67湖南2.64广东34.6032.8731.5526.8842.8244.7548.9552.4859.9758.43广西0.01海南1.291.662.052.032.321.86重庆1.941.451.942.234.693.27671、.475.009.691.6四川88.6094.50100.06113.43114.03142.30159.95187.46192.71193.56贵州0.700.680.480.520.5300.12云南0.050.090.150.240.180.220.170.140.060.02西藏0陕西21.1034.4040.0452.8674.4675.4680.47110.10143.79189.52甘肃0.200.370.870.210.200.841.530.630.5青海3.915.8711.5115.5717.9422.2625.0334.024443.07宁夏0.150.08新疆35.72、3841.2446.0849.8457.23106.71164.20210.20236245.39据统计，2012 年我国天然气产量达到 1067.1 亿立方米，根据中石油预测，2015 年 我国天然气产量将达到 1780 亿立方米，2020 年天然气产量可能超过 2000 亿立方米。2010-2020 年我国天然气供应量及预测表单位：亿 Nm3年份2010年2015年2020年产量及预测944.817802000l天然气消费状况 我国天然气消费市场发展分为三个阶段：1949 -2004 年为我国天然气市场发展起步阶段。2005 -2030 年为快速发展阶段。2004 年 11 月 30 日，73、西气东输管道工程投入商业应 用，标志着我国天然气市场进入快速发展时期。同时，众多液化天然气项目（如深圳大 鹏湾、福建莆田、上海）建设完成，投入运营。2008 年 2 月西气东输二线管道工程开 始建设，2011 年全线贯通，将中亚天然气输送到东南沿海省份。由于气源的多样化和全国性天然气管网的形成，2010-2030 年我国天然气市场将处于快速发展阶段。2031-2050 年为我国天然气市场成熟阶段，随着天然气气源的多样化和供应量的增 长，全国性的天然气输送管网的建设和逐步完善，预计市场消费量将稳度增长。随着国家能源结构的调整，我国天然气的消费量迅速增加，在一次能源消费结构中 的比例也逐年增长。274、012 年，我国天然气产量为 1067.1 亿立方米，同比增长 4.1%；进口量 427 亿立方 米；表观消费量 1445.7 亿立方米，同比增长 10.6%。2000-2010 年国内天然气供需状况 如下表：2000-2010 年国内天然气供需状况表单位：亿立方米年份产量增长率进口量出口量实际消费量供需平衡2000年272.1-31.824527.12001年303.411.5%-30.826835.42002年326.07.4%-32.5286402003年341.34.7%-19.03392.32004年407.719.5%-24.839710.72005年499.522.5%-30.175、46732.52006年585.517.2%9.629.456124.52007年693.618.5%40.826.4695-1.42008年774.711.7%46.732.9778-3.32009年851.79.9%77.432.6896.5-44.82010年944.810.9%167.340.91071.2-126.4我国近年来天然气供需平衡图单位：万吨目前我国天然气主要用在天然气化工、工业燃料和城市燃料等方面，天然气化工所占比例最高，天然气发电所占比例最小。2012 年，全国城市燃气（居民、公共福利、 CNG 汽车、采暖以及城市小工业）消费量为 520 亿立方米，占全国天然气消费总量76、的 36%；工业燃料消费量为 361 亿立方米，占消费总量的 25%；天然气化工消费量 217 亿 立方米，占消费总量的 15%；天然气发电消费量 347 亿立方米，占消费总量的 24%。 今后，随着国内天然气价格的逐步市场化，预计城市燃气领域的天然气消费比例将上升， 化工和发电领域的消费比例将下降。2008-2012 年我国天然气消费构成随着 2004 年西气东输管线的建成投产，将西部丰富的天然气输送至东南沿海，我 国天然气市场得到了快速的发展，逐渐发展成熟，形成八大区域性市场，如下图所示。我国天然气八大区域性市场 我国天然气消费主要集中在天然气资源地和经济发达地区，如四川、新疆、重庆、陕西77、等气源地和北京、江苏、广东等经济发达地区，特别是经济发达地区天然气需求增长旺盛，市场潜力巨大。天然气生产和消费存在着显著的区域不平衡性，并且这种不平衡性将日益加剧。为更好地满足天然气市场需求，我国将规划构建覆盖全国的五横两纵 天然气基干管网，逐步形成西气东输、北气南下、就近外供、海气及 LNG 登陆的供气 格局，最终形成以上海、长庆、北京为主干线的西气东输、陕京线和陕京二线，以及川 渝、京津冀鲁晋、长江三角洲、西北、两湖地区为主的地区性天然气管网，实现塔里木、 柴达木、鄂尔多斯、川渝盆地四大气区全面外输，再加上俄气进我国、沿海 LNG，最 终实现全国天然气的资源多元化、供应网络化和市场规模化。78、我国天然气消费区域结构如下图所示：我国天然气消费区域不断扩大。截至 2010 年底，天然气消费市场已经扩展到全国30 个省市区，其中川渝地区是消费量最大的地区，占全国消费量的近 14%。长江三角 洲地区是天然气消费量增长最快的地区。我国分省区天然气消费量表单位：亿立方米地区1990199520002001200220032004200520062007北京0.831.1610.9016.742121.1927.0232.0440.6546.64天津2.453.935.407.896.487.268.559.0411.2214.27河北6.076.897.726.977.748.289.739.79、142.8112.05山西0.600.471.141.581.922.52.963.246.026.91内蒙古0.010.140.222.044.426.3514.3826.51辽宁20.4221.1220.1518.9318.8118.8215.8114.8113.1014.24吉林0.981.832.983.023.023.084.006.186.006.47黑龙江22.4725.9123.0422.0320.2220.9620.3424.4324.5330.70上海2.543.34.334.9710.6918.7225.2527.78江苏0.380.190.240.231.010.62380、.1413.6231.3044.58浙江0000.322.2511.8918.09地区1990199520002001200220032004200520062007山东14.4412.854.534.934.639.6111.7117.8922.5923.33河南10.739.3711.2313.1114.6316.7720.2923.7130.5333.14湖北0.580.760.910.760.910.940.946.116.648.63湖南00N/A0.061.004.255.84广东1.021.43001.261.622.4914.4645.69广西00N/A0.021.121.2281、1.34海南5.286.56N/A24.0823.8920.9723.9723.40重庆33.2626.5627.3328.7530.3435.5040.0543.53四川57.5168.9258.6763.0769.9674.6880.6489.52106.08112.15贵州4.745.085.7265.485.454.995.444.955.14云南4.534.715.1705.145.65.766.125.455.49陕西0.070.386.6710.8414.0118.2632.7718.7628.4341.34甘肃0.260.620.851.192.767.378.539.621182、.9712.97青海0.390.643.915.8511.2715.1517.9122.1122.7820.25宁夏0.070.150.120010.16.776.637.948.99新疆5.0211.4823.4434.6434.5740.5554.0156.4665.0469.81（3）国内天然气市场预测 目前我国天然气主要用于化工、城市燃气和发电等工业部门，它们在天然气消费中所占比例在 87%以上，其中化肥生产就占 38.3%。居民用气在天然气消费总量中所占比 例不到 11%。今年我国经济建设持续稳定发展，对天然气的需求量将继续增加，天然气 发电和工业用气以及城市燃气等消费需求都将快速增83、长。我国天然气供需预测分析单位：亿 m3年份需求量国内产量缺口进口量煤制气能力对外依存度占一次能源的比例2015年2400178062042020017.5%8.5%根据中国石油天然气总公司（以下简称“中石油”）预测，2015 年常规天然气生产 量为 1780 亿立方米，天然气需求量为 2400 亿立方米，供需缺口为 620 亿立方米。根据目前的市场需求及天然气进口形势分析，预计，其中 420 亿立方米可依靠进口解决，其余 200 亿立方米的供需缺口可以靠煤制天然气解决；则煤制天然气的产业规模到 2015 年可达到 200 亿立方米。按以上预测，到 2015 年的天然气消费量占一次能源的比例分84、别为 8.5%。供需缺口 部分依靠进口解决，对外依存度为 17.5%。随着我国城市化进程的加快和环境保护力度的提高，我国天然气消费结构逐渐由化 工和工业燃料为主向城市燃气为主的消费结构转变。20102020 年期间，我国天然气需 求量受城市气化率的提高以及天然气替代工业燃料领域消费的驱动将大幅度增长，消费 结构将进一步优化。我国天然气消费结构分析和预测如下：我国天然气消费结构分析和预测单位：%序号消费领域2015年1城市燃气40.02工业燃料26.03化工19.04发电15.0合计100.0从消费地区结构来看，我国天然气消费主要集中在两种区域，一是呈现出以产地消 费为主的趋势，主要集中在西南和85、西北地区，占总消费量的 45%左右；二是在经济发达 地区华北和华东地区消费量较大，天然气消费量占总量的 30%以上，天然气消费量前 7位的省市依次是新疆、北京、重庆、江苏、广东和陕西。7 个省市天然气总消费量为 404亿立方米，约占全国总消费量的 52%。 预计今后几年，我国天然气消费仍将以产地消费为主，但随着西气东输工程及四川忠武线天然气管道工程全线进入商业运营，长江三角洲、东南沿海及环渤海地区天然气 消费量将大幅增加；进口 LNG 消费以东部沿海发达城市为主。此外，为满足地区经济 发展的需要，全国主要经济发达地区天然气消费量将大幅增加。(4) 国内天然气供需平衡分析2008 年世界主要国家86、天然气人均消费量见下表：世界主要国家天然气消费量序号国家名称产量进口管道气进口LNG出口消费量人口 万人人均消费量 立方米/年1俄罗斯6017154444731421031482美国5822104499.426267043016222233加拿大17521591032879329826664我国761281235807131831615印度尼西亚697269429225631906日本921921127777217韩国36636648467548德国87187182271059序号国家名称产量进口管道气进口LNG出口消费量人口 万人人均消费量 立方米/年9法国7537536171122010英87、国3673676100601世界30656661026464由上表可见，目前，我国天然气平均消费水平与世界发达国家相比差距巨大，即使 与贫气国家日本、韩国相比差距也在 10 倍以上。根据 2008 年人口数量，按照人均消费水平的不同标准，对我国主要省市天然气需 求潜力进行的分析。分析基准：天然气人均消费量水平不同省、市分别按 400、300、200 立方米/年三个消费档次 划分。天然气消费总量以城镇人口为基准测算。2008 年我国主要省市天然气需求潜力分析表地 区总人口(年末)城镇人口天然气市场需求量(万人)人口数比重 (%)人均天然气消费量 立 方米/年天然气需求量亿立 方米/年全 国13288、8026066745.683261977.10北 京1695143984.9040057.56天 津117690877.2340036.33河 北6989292841.9030087.85山 西3411153945.1120030.77内蒙古2414124851.7120024.96辽 宁4315259160.0530077.73吉 林2734145553.2130043.64黑龙江3825211955.4020042.39上 海1888167388.6040066.93江 苏7677416954.30400166.75浙 江5120294957.60400117.96安 徽61352485489、0.5030074.54福 建3604179849.9040071.94江 西4400182041.3630054.60山 东9417448347.60400179.30河 南9429339736.03300101.92湖 北5711258145.2030077.44湖 南6380268942.1530080.68广 东9544604863.37400241.92地 区总人口(年末)城镇人口天然气市场需求量(万人)人口数比重 (%)人均天然气消费量 立 方米/年天然气需求量亿立 方米/年广 西4816183838.1620036.76海 南85441048.0030012.30重 庆2839190、41949.9940056.77四 川8138304437.4030091.31贵 州3793110429.1120022.08云 南4543149933.0020029.98西 藏2876522.612001.30陕 西3762158442.1030047.51甘 肃262884532.1520016.90青 海55422740.862004.54宁 夏61827844.982005.56新 疆213184539.6420016.89由上表可以看出，按当前的各地区消费水平测算，目前国内天然气消费潜力应该 在 2000 亿立方米/年，天然气消费市场潜力巨大，当前天然气市场消费量低主要是由于 供91、应短缺，压抑了市场需求。如果能够保证供应，预计需求量将大大超过目前的需求预 测值。基于以上分析，未来我国的天然气供应能力、进口量、消费等将会高于预测值。根据我国国家人口发展战略，2020 年我国人口将达到 14 亿左右，预计城镇人口将 占 56%左右，随着我国城镇化进程的加快，预计未来城镇人口将达到 78400 万人。到 2020 年我国天然气消费潜力测算如下表：2020 年我国主要省市天然气需求潜力分析表地 区总人口(年末)城镇人口天然气市场需求量(万人)人口数比重 (%)人均天然气消费量 立方米/年天然气需求量 亿立方米/年2020年全国140007840056.005043954.2北 92、京1695143984.90800115.12天 津117690877.2380072.64河 北6989292841.90600175.68山 西3411153945.1140061.56内蒙古2414124851.7140049.92辽 宁4315259160.05600155.46吉 林2734145553.2160087.3黑龙江3825211955.4040084.76地 区总人口(年末)城镇人口天然气市场需求量(万人)人口数比重 (%)人均天然气消费量 立方米/年天然气需求量 亿立方米/年上 海1888167388.60800133.84江 苏7677416954.3080033393、.52浙 江5120294957.60800235.92安 徽6135248540.50600149.1福 建3604179849.90800143.84江 西4400182041.36600109.2山 东9417448347.60800358.64河 南9429339736.03600203.82湖 北5711258145.20600154.86湖 南6380268942.15600161.34广 东9544604863.37800483.84广 西4816183838.1640073.52海 南85441048.0060024.6重 庆2839141949.99800113.52四 川894、138304437.40600182.64贵 州3793110429.1140044.16云 南4543149933.0040059.96西 藏2876522.614002.6陕 西3762158442.1060095.04甘 肃262884532.1540033.8青 海55422740.864009.08宁 夏61827844.9840011.12新 疆213184539.6440033.8根据对 2020 年天然气市场需求潜力分析，未来市场需求量将大幅增高。受资源条 件限制，我国各省（市）天然气生产极不均衡，总体上呈现西多东少的供应局面，新疆、 陕西、四川是最主要的天然气产地，广东进口 95、LNG 是华东地区天然气的重要来源之一。 而由于各地区的经济发展水平和产业结构各具特点，各地区天然气消费结构和总量也表 现出很大差异。未来随着各地区经济发展和城镇化进展，天然气需求也将呈现出不同的 增长率。总体上，我国天然气生产和消费均呈现出逐年上升的态势。2.3.2 LPG 供需情况2.3.2.1 世界液化石油气（LPG）供需情况全球 LPG 需求强劲增长，市场竞争十分激烈，1990 年全世界共生产 1.45 亿吨，2007 年全世界 LPG 产量 1.9 亿吨。其中约 1/3 的产量是由北美生产，17%来自于中东地区， 14%来源于西欧和拉丁美洲，10%来源于亚洲和其他国家。2002 年，96、全世界消耗约 2 亿 吨的 LPG，其中 52%作为燃料用于民用和商业用途。其他用途包括：工业、发动机燃 料、化工、城镇用气、炼油以及其他重要用途。下表是 2002 年全世界 LPG 市场需求。2002 年世界 LPG 需求情况用途需求（百万吨）%居民/商业105.252.4工业20.710.3发动机燃料16.28.1化工40.520.2城镇用气2.21.1炼油11.15.5其他4.92.4总计200.8100.0从 19852000 的 15 年内，LPG 的需求增长率为 3.5%，是每年石油的需求增长率 1.6%的两倍还多。LPG 在居民、商业及石油市场方面的应用推进了需求的剧烈增长。从 97、1990 年到 2002 年期间，LPG 的需求增长率是变化的，过去 12 年中，需求增长 率在世界各国有很大的不同。例如：中东 223%，大洋洲 102%，亚洲 94%，非洲 93%， 西欧 29%，北美洲 30%，拉丁美洲 82%然而，由于俄罗斯和东欧的经济滑坡，在这些地区的 LPG 的需求量从 1990 年到2002 年间只增加了 27%。对 LPG 需求的快速增长预计将会持续，尤其在 2000 到 2010 年间，LPG 的需求增 长率接近 35%，而石油的需求增长率预计约为 1.8%。全世界 LPG 的人均消耗量迅速增长。2000 年人均使用 LPG 是 15 公斤，超过了 198598、年人均使用 10 公斤的量。到 2005 年，人均使用量是 18 公斤。2.3.2.2 我国 LPG 供需情况从 70 年代以来，中国 LPG 的需求和进口量急速增长，下表概括了 1979 年中国 LPG的需求和进口情况，并提供了 2020 年 LPG 的预测量。中国 LPG 的需求和进口量年代LPG 需求量（吨）LPG 进口量（吨）1979210，0000年代LPG 需求量（吨）LPG 进口量（吨）1985547，000019901，428，000117，000200013，427，0004，818，000200522，200，00011，400，000202045，000，000-城市是一99、个国家、一个地区从自然经济走向商品经济发展的必然过程，也是人类社 会进步的重要标志，城市化对社会生产的发展产生着巨大的推动作用。我国城镇的发展， 及管道天然气供应不足，突出的供需矛盾，导致了 LPG 需求的增长。2.3.3 LNG 供需情况2.3.3.1 世界 LNG 供需情况在过去 10 年中，全球石油需求量每年平均增长 1.75%，LNG 需求年增长率则为 7.4%，LNG 需求增长速度比石油快 3 倍多，而且在过去 27 年中从未出现过增长率下降 趋势。2008 年全球 LNG 需求量达到 1.912 亿吨，较 2006 年的 1.594 亿吨和 2007 年的 1.724亿吨有大幅增长100、。欧洲 LNG 进口量需求强劲，其增长率为 18.9%，目前大约 1820 万吨/年的 LNG 再气化能力正在建设中，2008 年底投入使用。2005 年至 2020 年期间，全球 LNG 贸易年增长率约为 6.7%，2010 年国际市场上 LNG 进口占到天然气总进口量的 30%，仅美国的 LNG 进口量就将从 2006 年的每天 4537 万 m3，上升到 2017 年的 3.74 亿 m3 和 2025 年的 5.26 亿 m3。到 2020 年全球 LNG 需求量将从 2005 年的 2992.26 亿 m3 增至 7913.28 亿 m3，世界 LNG 日产能在 2000 年为 4 101、亿 m3，2010 年达 12 亿 m3，2015 年将增加到 18 亿 m3。2.3.3.2 中国 LNG 供需情况 过去五年，中国天然气市场发展迅猛，供应推动需求。然而进入“十三五”，随着天然气基础设施的不断完善，资源供应趋于稳定，中国天然气市场将转变为需求推动型。 据安迅思息旺能源预测，2017 年中国将生产天然气 1513.5 亿立方米，5 年年均增速为 7.2%；表观消费量为 3065 亿立方米，年均增速将达 16%。天然气缺口量超过 1500 亿立方米；除从俄罗斯和中亚地区通过长输管道进口天然气外，其余所缺部分需要进口 LNG。20112012 年中国市场需求就从 1307 增加到102、 1445 亿 m。随着下游消费领域对天然气量的增加，我国液化天然气（LNG）的需求也有明显的增长。2005-2012 年我国 LNG 进出口贸易情况如下表所示。进口 LNG 主要来自于澳大 利亚、马来西亚、印度尼西亚、俄罗斯联邦和阿曼等国家。我国 LNG 进出口贸易情况单位：万吨年份进口数量出口数量万吨万美元万吨万美元20054.831823.62.10943.5200668.7511542.61.50602.22007291.3160057.50.015.32008333.6493084.40.0010.520121470824161.3我国主要液化天然气 LNG 项目及规划表序 号地点规103、模 万吨/年投产 时间投资方气源价格进展1广东深圳3702006中国海油澳大利亚 伍德赛德与 25 美元/桶的原 油价格挂钩投产2福建莆田2602008中国海油印尼东固 气田合约价从 25 美元/桶调到 38 美元/桶投产3上海3002009中国海油马来西亚 国家石油投产4浙江宁波3002012中国海油卡塔尔定价与日本原油综 合价格(JCC) 间接 挂钩，设封顶价格试运5广东珠海3002013中国海油在建6海南洋浦2002014中国海油在建7河北曹妃甸6502013中国海油在建8浙江温州-中国海油待批9辽宁营口300-中国海油待批10江苏滨海300-中国海油待批11广东汕头2502015中国海104、油待批12江苏如东3502010中国石油卡塔尔 澳大利亚澳气采用固定价 格，平均供气价格 为 0.683 美元/立方 米投产13辽宁大连3002010中国石油卡塔尔 澳大利亚14河北秦皇岛200中国石油待批15广西3002015中国石油路条16山东青岛3002014中国石化在建序 号地点规模 万吨/年投产 时间投资方气源价格进展17天津3002015中国石化路条18江苏连云港-中国石化待批2010 年 3 月，中国海洋石油总公司与英国天然气集团签署液化天然气购销及澳大利亚柯蒂斯液化天然气项目的有关协议。根据协议，中海油将在 20 年间每年从英国天然气集团采购 360 万吨液化天然气。这是世界上105、第一个以煤层气为原料的液化天然气项 目，也是澳大利亚迄今最大单一买家的液化天然气协议之一，标志着以煤层气为原料的 液化天然气将首次销往我国市场，协议将在中澳两国政府批准后生效。随着国内天然气市场供应的短缺，我国将继续加大进口 LNG 的数量和力度。 目前已经规划和正在实施的 LNG 接收站项目包括珠江三角洲、长江三角洲、环渤海地区、福建进口 LNG 项目等，如：江苏如东站气源来自壳牌和伍德塞德两家公司约 300400 万吨/年的 LNG 合约；广东深圳 LNG 站一期工程由澳大利亚供应 300 万吨/年； 上海站气源是来自马来西亚的 300 万吨/年；福建莆田的 LNG 项目由印尼东固提供 2106、60万吨/年。2012 年，已投入运营的 6 个接收站共进口 LNG 1469.8 万吨，约合 204.2 亿立 方米，较去年同期上涨 20.3%。到 2020 年，我国沿海将再建 5-6 座液化天然气接收站，年消费液化天然气将达到2000 万-2500 万吨。以补充我国天然气资源及供应量不足，具有十分重要的现实意义。 通过上述分析可以看出，我国燃气十分紧缺，不得不从国外进口大量石油液化气、 液化天然气及管道天然气。从国外购进燃气不仅价格贵，而且还受多种不确定因素影响。如何保证能源安全供应是在引进国外气源时必须重视的问题。煤制天然气立足国内，可 以减轻对国外的依赖，具有战略意义。2.3.4 天107、然气管道建设l我国管道建设现状2012 年，中国天然气管道建设稳步推进，为满足国内日益增加的天然气需求奠定 了一定的基础。据 ICIS C1 统计数据显示，截至 2012 年年底，中国已投产或部分投产 的重要大型天然气管线干线全长在 22079 公里以上，设计总输气能力超过 1434.5 亿方/ 年。同美国等发达国家相比，还有一定差距。西气东输管道一线年输气能力已达到 120 亿立方米，二线达到 300 亿立方米/年。全部建成后，全线管输能力将达到 420 亿立方米/年。西气东输管网已成为我国长三角、 环渤海两大经济圈的主供气源，输送的天然气量占我国新增天然气消费量的 50%。陕京二线管输能力108、为 120 亿立方米/年，西南管网输气能力为 100 亿立方米/年，此 外，川气东送工程、陕京线、涩宁兰、忠武线、崖港线等管线也具备了一定的输气能力。随着西气东输、陕京二线、忠武线的建成投产，新的市场区域大面积扩展，新的用 户用气条件逐渐成熟，在长江三角洲、两湖地区以及干线沿线省区不断有新的气化城市 增加。城市燃气消费量增长最快，在天然气消费结构中的比例不断增加。数据显示，2012 年，我国城市燃气表观消费量已达 578 亿立方米，占天然气消费总量的比重逐渐上升。与此同时，工业燃料用气 425 亿立方米，比重已降至 28.8%；发电用气 260 亿立方米， 比重升至 17.6%；化工用气 21109、2 亿立方米，比重已降至 14.4%。2012 年，我国城镇气化 率已达 29%，用气人口 2 亿以上，远远超过人工煤气和液化石油气使用人口。l在建管线情况中国目前加快了天然气管网的建设和布局。2015 年，中国天然气管道规划总长将 接近 10 万千米，以满足中国日益增长的天然气需求，其中主干道和支干线的建设将达到 2.5 至 3 万千米，支线建设将达到 3.5 至 4 万千米。“十二五”期间，将是中国天然气管道建设最发达的时期。中国天然气管道长度将达到近 35 万千米，通过调运灵活、 保障有力的天然气管道网络，缓解“气荒”现象。西气东输三线的气源来自中亚，管道首站西起新疆霍尔果斯，途经甘肃、110、宁夏等省 区，东达末站广东省韶关，预计 2014 年投产，输气能力达 300 亿立方米/年。中缅油气管道工程于 2013 年上半年试通气，输气能力达 120 亿立方米/年。2.4 发展煤制天然气对解决未来市场需求的意义由市场分析可知，我国天然气供应缺口较大，供需矛盾突出，除加大我国陆海勘探 力度，增加天然气储量和产量外，还需要进口部分管道天然气、LPG 及 LNG。但进口 的量只能作为补充，不能作为主要来源，否则影响我国的能源安全。（1）我国煤炭资源丰富。我国煤炭资源总量约 5.57 万亿吨，探明剩余可采储量达 1842 亿吨。2012 年我国煤炭产量为 36.6 亿吨左右，煤炭销售量 34.111、9 亿吨，加之进口煤炭大量增加，煤炭产能过 剩严重。但随着国际社会对温室气体减排重要性认识不断深化，许多国家在调整能源战 略和制定能源策略时，增加了应对气候变化内容，重点是限制化石能源，鼓励能源节约 和清洁能源使用，把核能、水能、太阳能、生物能等低碳和无碳能源作为今后发展重点。我国煤炭产量世界第一，能源利用率很低，节能减排压力非常大，提高煤的转化效 率及煤的洁净化成为当今必须解决的重要问题。（2）煤制天然气工艺技术成熟先进。 煤制天然气，工艺流程简单，技术可靠，消耗低，单位热值成本低，总热效率高。 煤制天然气能总转化率 6070%，比发电高约 70%，比生产甲醇高 25%，比合成油高 3060112、%。煤制天然气，甲烷合成 CO 转化率接近 100%，氢转化率 99%，CO2 转化率 98%， 选择性接近 100%，废热利用率高 9598%，废水不含有害物，易于利用。工艺技术成熟先进，设备和材料立足于国内，由于天然气合成流程技术相对成熟， 只需引进天然气合成工艺技术的催化剂和工艺包就可以。而且煤制天然气可与其他合成气化工产品如甲醇等实现联产，并副产一定数量的油 品，视不同煤质，油的产率约占煤质量的 38%，还副产酚、硫磺、氨等，这些副产品 收入相当可观，可大大降低天然气成本。（3）管道运输方便经济 煤制天然气可实现偏远山区和边疆煤丰富地区的煤的坑口转化，然后用管道输送到很远的消费市场，大113、大降低了运输成本，缓解交通运输压力。（4）产品单位成本低，有市场竞争力。2.5 天然气价格现状及预测我国现行天然气价格体系 目前我国天然气价格无论是在出厂价格、进口价格还是在终端消费价格方面都存在很大差距。出厂基准价从低到高依次是：西气东输一线、陆上天然气田及陕京线、川气 东送、西气东输二线，最高价是最低价的 4 倍左右（西气东输二线与一线相比）。进口 LNG 价格因来源和合同约定不同，价格差距约 1.5-2.5 倍（卡塔尔进口 LNG 与澳大利 亚进口 LNG 相比）。天然气终端消费因距离远近、城市消费水平和承受能力不同，价格 最大相差约 3 倍左右（佛山市与西宁市相比）。国内天然气零售价 114、国内各地零售气价因管输距离以及各地经济情况有所不同。2013 年国内主要城市天然气价格统计如下表。2013 年国内主要城市天然气价格单位：元/Nm3地区民用天然气工业用天然气车用天然气北京市2.283.235.12天津市2.23.153.95上海市2.53.795.1石家庄市2.42.453.75沈阳市3.33.94.7南京市2.23.253.654.9济南市2.74.144.71郑州市2.253.233.6武汉市2.533.04.5长沙市2.453.484.6重庆市1.722.544.6成都市1.892.864.0西安市1.982.33.55呼和浩特市1.571.923.56乌鲁木齐市1.3115、72.114.07太原市2.262.753.2杭州市2.44.0广州市3.454.855.0深圳市3.54.8兰州市1.71.993.1西宁市1.254.2银川市1.631.783.583.98从上表可以看出，我国终端天然气价格存在很大差距，不同的省市，不同的天然气 利用领域，价格是不同的，总体上呈现出西低东高的格局。民用天然气价格最高的是深 圳达 3.5 元/Nm3；乌鲁木齐最低，均为 1.37 元/Nm3。同一个省市，不同的天然气利用 领域，其价格也不同，居民用气和工业用气最低。居民用气需要考虑生活负担，工业用 气供气成本较低；商业用气由于价格承受能力强，因此价格最高。还有公共集体用气， 116、其价格介于商业用气和居民用气之间。按照供应成本，工业用户供应成本较低，价格应 该低于居民用气，目前居民低工业高说明两者之间可能存在交叉补贴。从整体上看，川渝地区的天然气终端销售价格最低，这主要是因为当地的天然气资 源丰富、气田多且分布广，输气距离也相对较短，此外，也与该地区天然气工业的开采 设备完备、管输费偏低以及终端用户较多且用气量大有关。我国天然气价格趋势分析目前，我国政府控制下的天然气价格既无法及时反映国际天然气价格的变化，又没 有与可替代能源的市场价格挂钩，更没有体现出天然气热值、环保和便利等经济优势。 目前国际上原油、天然气和发电用煤之间的比价关系约为 1.0:0.6:0.2，而我国117、仅为 1.0:0.24:0.25。天然气价格偏低严重打击了相关企业的生产积极性，并导致了天然气低 效利用和过度消费，也不利于引进国外天然气。今后，为促进国内天然气合理消费，应采取措施缩小国内外天然气价差，国内天然 气价格机制改革势在必行。为避免天然气资源的浪费，提高生产商的积极性，并为进口气做好推价工作，我国 将深化天然气价格改革，完善价格形成机制，逐步理顺天然气价格与可替代能源价格的 关系，充分发挥价格在调节供需关系中的作用。（1）进口天然气价格2000 年2008 年国际市场天然气价格与等热值原油价格的系数关系如下表。2000 年2008 年国际市场天然气价格与等热值原油价格的系数关系国际118、 NG日本 LNG到岸价欧洲 NG到岸价英国 NG Heren NBP美国 NG Henry Hub加拿大 NG Alberta中石化 NG出厂价2000-2008 平均0.860.790.670.830.720.40未来我国进口天然气价格预计将与亚洲原油价格挂钩，最终价格将根据谈判价格确 定。以原油价格 50150 元/桶、挂钩系数 0.50.85、人民币与美元汇率为 1 美元=6.8 元 为基础，测算出未来我国进口天然气价格范围预测如下表。未来我国进口天然气价格预测原油价格（美元/桶）5060708090100110120130140150系数天然气预测价格（元/立方米）1.21.41.6119、1.82.12.32.52.83.03.23.50.501.31.51.82.02.32.52.83.13.33.63.80.551.41.71.92.22.52.83.13.33.63.94.20.601.51.82.12.42.73.03.33.63.94.24.50.651.61.92.32.62.93.23.63.94.24.54.90.701.72.12.42.83.13.53.84.24.54.95.20.751.82.22.63.03.33.74.14.44.85.25.50.802.02.42.73.13.53.94.34.75.15.55.90.85（2）国内天然气价格随着国120、内输气管道的大规模建设和土库曼斯坦、缅甸管道气和东部沿海 LNG 资源 的引进，横跨东西、纵贯南北的全国天然气运输网络在 2010 年后形成。我国将形成多 气源、多管线相互调剂、联合供气的格局。对于国内气源比较复杂的地区，如广东、上海等地，天然气价格预计将采用“加权 平均法”进行计算。例如：广东天然气气源有海上天然气、西二线、大鹏 LNG 等，上海 则由西一线、西二线、川气东送、东海平湖气田、洋山港 LNG 为其提供天然气资源。 上述地区存在多条管线“串联”协同供气的现象，难以区分气源所在地和管输路径， “一气一价”的定价模式显然难以实施，“加权平均法”则较为可行，地方燃气公司将 根据所经营的121、天然气种类制定一个“综合价格”。“加权平均”就是将国产气和进口气价格的折中，上调国产气价格，下调进口气价 格。两种天然气加权平均后，由发改委确定区域门站价格，不同区域门站价格不同。另外考虑到我国天然气市场仍处于垄断定价阶段，天然气价格仍将由我国政府（国 家发改委）综合国计民生等多种因素而确定。现阶段政府出于减轻企业负担和保障民生 的目的，预计短期内不会大幅提高天然气价格。但从中长期看，能源的稀缺性以及进口 气价格过高形成的压力决定价格上涨趋势是显而易见的。2.6 煤化工及煤制天然气产业发展政策的分析近年来，国内天然气需求快速增长，激发了各地投资建设煤制天然气项目的热情， 由于煤制天然气是新兴产122、业，国家尚未制定明确的产业政策，目前，正在进行项目示范 工作。为了加强对煤制天然气产业的规范和引导，促进煤制天然气行业健康发展，根据 国发200938 号文件精神，对煤制天然气产业发展有关事项通知如下：一、煤制天然气是以煤为原料，采用气化、净化和甲烷化技术制取的合成天然气。 煤制天然气是资源、资金、技术密集型产业，项目建设需要的外部配套支持条件较多， 不仅涉及煤炭开采与转化、水资源保障、技术的集成与优化，还需要配套建设天然气管 网、培育用气市场等，是一个复杂的系统工程，必须在国家能源规划指导下统筹考虑、 合理布局。二、根据我国国情，煤制天然气产业的发展思路是：综合考虑资源承载、能源消耗、 环境123、容量、天然气管网、区域市场容量等配套条件，合理布局煤制天然气气源点，优先 安排煤炭调出区煤制天然气项目；鼓励采用自主知识产权技术和国产化设备项目；鼓励 节能节水降耗新工艺、新技术的应用，贯彻循环经济理念，做好环境保护工作；发展煤、 电、气、化多联产，最大限度地提高能效；与天然气管道规划衔接，落实外输通道和天然气销售市场，大力开发和推广天然气终端高效利用方式。 三、在国家出台明确的产业政策之前，煤制天然气及配套项目由国家发展改革委统一核准。各级地方政府应加强项目管理，不得擅自核准或备案煤制天然气项目。对于本 通知下发前已经备案和核准的项目，各地发展改革委应进行认真筛选和清理，对不具备 资源、技术124、资金等条件的项目严禁开工建设，符合上述发展思路的项目上报国家发展 改革委审核。各级发展改革部门和能源主管部门要按照通知精神，认真做好规范煤制天 然气产业发展的工作。目前我国天然气产业链得到快速发展，预计该阶段仍将持续十年左右，这也将是整 个天然气产业链结构剧烈变化的关键期，通过加强规划整体的衔接，对促进天然气产业 链协调发展具有至关重要的作用。2012 年 10 月，国家发改委发布天然气发展十二五规划（发改能源20123383 号），规划指出，继续推进十一五期间国家已核准煤制气项目建设，尽快达产达标。十 二五期间，开展煤制气项目升级示范，进一步提高技术水平和示范规模。液化天然气十二五专项规划125、天然气储备和调峰能力建设规划(2010-2020 年)、天然气的基 本设施建设和运营管理条例、天然气利用政策等也相继出台，这些文件具有重要意 义，为实现国际承诺和我国经济可持续发展，我国天然气产业链有必要整体规划。要通过天然气产业链规划，引导其依靠市场竞争性的动力结构去发展。国外天然气 产业链的发展经验表明，随着天然气产业链的快速发展，使产业链更具有竞争性是可持 续发展的动力源泉。有必要在规划中，明确逐步建设具有市场竞争性的天然气产业链结 构。我国产业链经历的快速发展阶段，可分为资源寻求市场和市场引导资源两个阶段。 目前我国天然气产业链正在提早进入市场引导资源阶段：有了市场需求，急着去寻找资126、 源，建设管道。国外资源的大规模进口、非常规天然气的大规模开发利用、天然气输送 管网和液化天然气设施的大规模建设等，使得我们有较大的余地通过规划及其实施，将 天然气产业链结构引向更具有市场竞争性的道路。要通过天然气产业链规划，加强天然 气产业链各环节的整体衔接。以我国现在的城市化规模，天然气下游市场的需求会迅速暴发。首先需要下很大气 力来发展、完善城市用气，围绕城市用气安全为中心，整个产业链的规划应做较大调整。 目前，还缺乏全国天然气利用详细、可执行的总体规划，没有明确天然气主要侧重供应 哪些下游市场，如何引导城市用气，先供应哪些城市，全国大范围城市用气后对供气城市新要求等。针对城市燃气需求特127、点，规划应包含天然气资源量、产量、管输量、用气 量的严格匹配要求，保障长期稳定供气。规划还应包含产业链各环节储气设施、调峰手 段如何建设，资金如何筹措，投资如何回收等。同时，由于天然气、液化石油气及人工 煤气等将长期并存、相互补充，还应规划它们的合理分区。要通过规划实施天然气利用 的总量控制，优化消费结构，引导可中断、可转换用户的发展，理顺产业链上、中、下 游的协调、衔接机制。无论从近期和远期看，可中断、可转换用户的形成和发挥有效调峰作用，对中国都 具有突出作用，在规划中应加以重视。通过天然气产业链规划，从资源上保证我国长期 用气安全。要实现前述天然气在中国一次能源消费中的角色，应对我国可利用128、的天然气 资源进行规划。加快实施“走出去”战略，坚定加大国外资源的引进力度，对相对价格 较高的进口气，规划应明确逐步采取何种价格机制等，实现将高价气引得进来、销得出 去。煤层气资源应有较大规模的开发利用，通过规划，形成适度规模与煤层气资源相配 套的输送管线，重点解决煤层气资源进天然气管网问题；加快深海天然气资源的开发步 伐；加大页岩气资源对外合作步伐，积累勘探开发经验；扎实开展煤制天然气示范项目 工作，将其纳入重要战略资源。2.7 市场风险分析2.7.1 目前气价调查煤制气工程按出厂价 2.2 元/Nm3 进行技术经济评价。根据与沿线城市的供气情况调 查，目标市场内用户对天然气价格承受能力较强129、。根据国家发改委对天然气价格的调整 政策，将逐步与国际天然气价格接轨。因此，天然气价格还有较大的上升空间。2.7.2 风险分析需求量和价格是市场中两个最重要的指标，因此市场风险分析主要分析这两个指标 变化对整个工程的影响。2.7.2.1 价格变化风险 在一个成熟的天然气市场中，天然气价格在不同年份和月份变化较大。价格是影响天然气市场规模的重要因素，不同的天然气利用领域对价格承受能力也不同。价格波动 将直接导致利用量的变化，而利用量的下降将导致管输量下降，从而影响管输企业经济 效益，甚至影响管道正常运营。利用量的变化还会导致生产量的变化，天然气市场价格 的变化会使出厂价格发生波动，影响上游企业经130、济效益，进而影响勘探、开发进度。在市场成长阶段初期及储气库系统建立之前，价格变化的风险将会更大。 潜在的价格风险始终存在，天然气和其他能源之间的竞争力在发生着变化，也存在价格变化的风险损失。2.7.2.2 季节变化风险 季节变化影响天然气销售主要表现于城市燃气和天然气发电。对城市燃气用户，天然气主要是用做燃料，除了平时烹饪、热水需要外，在冬季主要用做供暖，气温偏低时 天然气销售量将增加。当天然气发电在电力供应中占较大比例时，冬夏两季发电用气的需求将超过其他季 节。季节性用气不平衡，给燃气供应带来很大困难。煤制天然气生产及长输管线要服从用户负荷，进行大幅度调峰是不经济的，技术上 也有困难。建设地131、下储气库或地面储罐系统进行调峰，则需要巨大投入且调幅有限。季 节变化给煤制天然气产业链带来了很大风险。随着城市燃气市场的进一步开发，季节影 响的表现会更明显。我国目前的天然气定价机制中，季节因素的影响无法通过价格变化反映出来，因而 加剧了天然气销售量的波动。以陕京输气管线用气量为例，2001 年天然气消费总量为 11.37108m3，主要集中于 11、12、l、2 月份这四个月，占消费总量比例分别为 12.78%、22.39%、17.65%和 13.66%，四个月消费量之和占全年的 66.48%，最高的 12 月份消费 量为 2.55108m3，最低的 9 月份消费量为 0.38108m3，峰132、谷差为 6.7 倍。2002 年季节性 更强，高峰的四个月消费量占全年比例达 69.82%，峰谷差达 8.82 倍。随着城市燃气市 场的进一步开发，季节影响的表现会更明显。2.7.2.3 专用资产风险 专用资产专用于某项特别应用领域的资产，如果被应用于其他地方，它们将没有价值或体现较少的价值，其投资方很容易受到盘剥。 当长距离输气管道建成后，就具有了地点专用性和物质资产专用性，此时用气方就有了较强的议价能力，能够使天然气供应方做出让步，给天然气销售造成很大风险。同 时由于下游市场需求的不确定性，特别是在燃气销售低谷期，实际输气量往往无法达到 经济起输量，也会造成中、上游资源和资金的浪费，给产业133、链造成风险。煤制天然气到达城市门站后，除了少数大工业用户，一般还要建设城市配气管网， 包括城市配气干线管网和支线管网，将燃气输送到最终用户。因此城市燃气市场开拓受 制于城市配气管网的延伸程度。然而目前的城市配气管网规模和覆盖面很小，需要投巨资新建大量的配气管线。新区的管网建设可以采用预装式的捆绑销售，操作比较容易， 但旧区改造的难度很大，且工程将对城市道路和交通等产生广泛影响。在居民交费前， 管网建设方往往不愿意修建管道，而居民在管网建好前也不愿意缴纳高额初装费，市场 拓展较慢，使燃气实际销售量低于预测销售量，造成产业链风险。工业用户在原料或燃料转换前使用的设备，在改用煤制天然气后通常无法继续134、使 用，而且要一次性投入大量资金重新购置生产设备、燃气锅炉等，这也制约了一部分用 户，使本来拥有一定用气量的企业无力使用天然气。高昂的初始设备投资阻碍了潜在需 求向现实需求的转化，给产业链带来风险。2.7.2.4 消费结构风险 煤制天然气在众多领域有着良好的应用前景，但同样存在着消费结构选择的风险。在大规模开发利用煤制天然气的初期，消费结构的选择显得尤为重要。不合理的消费结 构不但不利于市场的开拓，使燃气产业链处于缓慢增长状况，且使产业链本身处于高风 险状态，一旦下游市场主要产品滞销或失去竞争力，将给燃气产业链的发展带来沉重打 击。城市燃气比例过低，消费结构的不合理，使产业链风险增大。市场竞争135、使一些与煤 制天然气利用相关的产业也会受到冲击，影响天然气消费量的增长。2.7.2.5 其它风险 煤制天然气长输管道必须及时按计划实施，如果建设期延长，势必导致达产期延后，将造成一定程度的投资浪费，更主要的是导致下游用户对燃气供应可靠程度的怀疑，不 利于市场的开拓，给产业链带来风险。如果煤制天然气供应方与下游用户签订了供气合 同，会导致煤制天然气供应方违约从而造成损失。另外，由于地点的专用性，如果目标 燃气市场有其他供应者的存在，可能会导致竞争，这种竞争会使用气方具有了多种选择 的空间，同时具有了较大的压价能力，给煤制天然气销售带来风险。2.7.3 市场风险减缓措施2.7.3.1 政策保障和加136、快市场发展 建议政府从税收、环境等方面，政策鼓励最终用户使用煤制天然气。实施严格的环保政策，提高排放标准和处罚标准，加大煤制天然气汽车的推广力度。发展燃气空调， 使其在中央空调市场中的占有率有较大提高。支持新技术的研发、应用和推广，提高煤 制天然气利用效率。2.7.3.2 整体推进市场竞争格局积极创造条件，逐步推进天然气价格的市场化定价机制。市场的培育，既考虑现状， 又考虑到未来市场竞争的需要，及早进行制度设计，积极引入竞争机制。加快燃气长输 管道建设，形成以管道为基础的区域性市场，将管输业务独立，向市场提供无差别的服 务。打破城市配气管网的垄断局面，允许具备资质的燃气运营商共建城市配气管网和137、在 一个城市内形成若干局域性城市配气管网，使城市配气管网具有一定竞争性。2.7.3.3 完善长输管道布局，合理分配天然气资源 加快燃气管道建设或多气源联网，使区域天然气自由流通，增加供气调配的灵活性。如果长输管道达产期延长，可以及时从其它气源补充天然气，另一方面可以将由于其它 供应者参与导致的局部过剩的天然气合理调配至其它目标市场，从而减少市场风险。 2.8 结论与建议（1）煤制天然气产品只要生产成本及运输价格合理，市场前景十分广阔；（2）抓住有利时机，尽快对项目进行评估论证，确定投资方向，并全力组织实施 以满足市场需求；（3）建议政府在项目建设初期给予投资主体一定的优惠政策，同时理顺燃气价格138、 的形成机制，充分调动燃气生产及经营企业的积极性，促进燃气市场健康有序发展。3 产品方案及生产规模3.1 生产规模和操作制度3.1.1 生产规模本项目选择固定床加压气化为主，水煤浆气化为辅的组合气化、耐硫变换、低温甲 醇洗净化及镍基催化剂甲烷合成等技术生产合成天然气。总设计规模确定为 40 亿 Nm3/a（公称能力）。3.1.2 操作制度年操作时间为 8000 小时，约 333 天。3.2 产品方案本项目主要产品为煤制天然气，在工艺装置中副产品为石脑油、焦油、中油、粗酚、 硫磺、液氨及硫铵等。产品方案和产量表序号产品数量小时产量日产量年产量1主产品2.1合成天然气54.04104Nm31297139、.08104Nm343.2104 万 Nm32副产品2.1焦油18.72 吨449.28 吨14.976104 吨2.2中油20.9 吨501.6 吨16.72104 吨2.3粗酚7.38 吨177.12 吨59040 吨2.4石脑油5.04 吨120.96 吨40320 吨2.5硫磺3.6 吨86.4 吨28800 吨2.6液氨0.8 吨19.2 吨6400 吨2.7硫酸铵6.31 吨151.44 吨50480 吨3.3 产品规格及质量指标3.3.1 产品天然气总合成天然气气量 54.04104Nm3/h，其组分如下：成分C2CO2N2+ArH2CH4含量 v%0.590.322.211.1140、995.68100.00合成天然气低热值 34832kJ/Nm3(8321.07kcal/Nm3)，天然气质量符合 GB17820-1999标准。天然气的技术指标项目一类二类三类试验方法高位发热量，MJ/m331.4GB/T11062总硫（以硫计），mg/m3100200460GB/T11061硫化氢，mg/m3620460GB/T11060.1二氧化碳，%（体积分数）3.0GB/T13610水露点，在天然气交接点的压力和温度条 件下，天然气的水露点应比最低环 境温度低 5GB/T172833.3.2 副产品焦油规格表序号项目单位指标1硫%Wt0.012水份ppm0.033灰份ppm0.14闪141、点%925奈含量%16密度g/cm31.15-1.21石脑油规格表序号项目单位指标1密度（20）kg/m36982初馏点32350%馏出温度99.54终馏点159.85烷烃和环烷烃含量%（V/V）906烯烃%（V/V）2.07硫含量%(m/m)0.058铅含量g/kg1008砷含量g/kg23.9粗酚规格表序号项目单位指标1馏程：210%602230%853酚及同系物含量%(无水)834中油性含量%0.85水份%0.46PH5-67灼烧残渣会含量%(无水)0.48吡啶碱含量%0.5硫磺规格表工业硫磺（GB2449-92）1S，mol%99.50硫有 -硫(黄色斜方晶体)、-硫(浅黄色单 斜晶体142、)、-硫(浅黄色非晶体)三种同素异形 体；硫不溶于水；-硫磺溶于二硫化碳，微 溶于苯、甲苯、乙醇和乙醚，熔点 112.8； - 硫磺溶于二硫化碳、乙醇和苯，熔点 119 ； - 硫 磺 不 溶 于 二 硫 化 碳 ， 熔 点120；硫沸点 444.6；水生生物毒性限值 TLm96：1000ppm。2水份，mol%0.503灰份，mol%0.104酸度（以 H2SO4 计），%0.0055有机物，mol%0.306As，mol%0.107Fe，mol%0.0053.4 主要工艺装置组成及能力主要工艺装置组成和关键设备能力序号装置关键设备名称单台（单系列）生产能力系列X 套数备注1主工艺装置1.1143、备煤1.1.1原料备煤4000t/h11.1.2气化备煤系统1270.8t/h11.1.3锅炉备煤系统393t/h11.2碎煤加压气化1.2.1碎煤加压气化46000Nm3/h台粗煤气2x1628 开 4 备序号装置关键设备名称单台（单系列）生产能力系列X 套数备注1.2.2CO 变换、冷却322000Nm3/h套2x2碎煤加压气化 部分变换1.2.3低温甲醇洗333000Nm3/h套2x21.2.4甲烷合成438699Nm3/h套2x11.2.5压缩、干燥167238.5 Nm3/h套2x11.2.6硫回收装置2.5t/h系列11.2.7煤锁气压缩20000Nm3/h套2x2每系列 1 开 144、1 备1.2.8煤气水分离800t/h系列2x41.2.9酚氨回收413t/h系列2x41.2.10混合制冷0=400104kcal/h系列2x2对应低温甲醇洗40=2400104kcal/h系列1.2.11空分58000 Nm3/套3 套透平驱动空压机1.3水煤浆气化1.3.1水煤浆气化169312Nm3/h台粗煤气2x46 开 2 备1.3.2CO 变换、冷却253968Nm3/h套2x2部分变换1.3.3低温甲醇洗320000Nm3/h套2x2水煤浆气化1.3.4甲烷合成818143Nm3/h套1水煤浆气化1.3.5压缩、干燥205972 Nm3/h套1水煤浆气化1.3.6硫回收装置1.145、5t/h系列1水煤浆气化1.3.7混合制冷40=1500104kcal/h系列2 x2对应低温甲醇洗1.3.8空分装置65000 Nm3/套5 套透平驱动空压机12给排水12.1给水系统12.1.1生产给水系统2995m3/h，0.40MPa112.1.2生活给水系统20m3/h，0.50MPa112.1.3稳高压消防系统520L/s,1.0MPa212.2循环水系统12.2.1气化循环水26259 m3/h112.2.2净化合成循环水96910m3/h112.2.3空分热电循环水41140m3/h112.3排水系统12.3.1生活污水排水管网16 m3/h112.3.2生产污水排水管网20 146、m3/h176 m3/h1序号装置关键设备名称单台（单系列）生产能力系列X 套数备注601.2 m3/h112.3.3中水处理系统200 m3/h412.3.4高浓盐水处理200 m3/h212.3.5强制蒸发65 m3/h112.3.6污水处理400 m3/h213供电63000kVA/110/35kV 主变压器250MW 发电机组614供热14.1热电站600t/h9.8MPa/540 高温高压粉煤锅炉5C50-8.83/4.8 型抽凝式汽轮发电机组614.2脱盐水站1406t/h114.3透平冷凝液站1430 t/h114.4全厂冷凝液站2012.7 t/h114.5脱氧站3152.7 147、t/h14 工艺技术选择及技术来源4.1 工艺技术路线选择以煤为原料生产人工天然气装置，主要采用的工艺技术技术路线为：l固定床加压气化和水煤浆气化l粗煤气耐油耐硫变换、冷却l低温甲醇洗脱硫脱碳l甲烷合成l干燥l内增压流程空分制氧l硫回收l酚氨回收工艺l废水处理及回收利用 详见全厂工艺物料流程图。4.1.1 气化技术4.1.1.1 几种先进的气化技术 以煤为原料生产合成天然气，气化工艺技术的选择非常重要。 气化工艺发展到今天，煤气化技术有几十种，可归纳为以下几种类型：以高温温克勒为代表的粉煤流化床气化工艺以及 KBR 的循环流化床气化技术（提升管气化炉）；以 GSP、Shell、Texaco 为148、代表的气流床气化工艺；以 Lurgi 为代表的固定床加压气化技术 以及 BGL 熔渣气化技术。各种气化方法均有其各自的优缺点，对原料煤的品质均有一定的要求，其工艺的先 进性、技术成熟程度互有差异。因此应根据煤种、产品用途、技术成熟可靠度及投资等 来选择气化方法。l粉煤流化床加压气化 粉煤流化床加压气化又称之为沸腾床气化，这是一种成熟的气化工艺，在国外应用较多，该工艺可直接使用 06mm 碎煤作为原料，备煤工艺简单，气化剂同时作为流化 介质，炉内气化温度均匀，但气化温度较低（1000左右），碳反应不完全，渣和飞 灰中碳含量高，煤气中有效成份较低，近年来流化床气化技术已有较大发展，开发了如 高温温149、柯勒（HTW），U-Gas 等加压流化床气化新工艺，在一定程度上解决了常压流化 床气化存在的带出物过多等问题，但仍然存在带出物含量高、碳含量高且难分离、碳转 化率偏低、煤气中有效成分低、而且要求煤高活性、高灰熔点等多方面问题。该气化工 艺操作压力偏低，煤气污水中有少量焦油、酚等。在装置大型化方面还存在一定问题。l 循环流化床气化技术（TRIG）KBR 提升管气化炉（TRIG）是一种高循环比（50100 倍率）的循环流化床反应 器，没有内部或移动部件。设计在空气和氧气两种模式下都可以工作，机械设计和操作 是基于 KBR 的已有 60 多年的成功商业运行经验的流化催化裂化（FCC）技术。KBR 技150、术是 90 年代在美国能源部资助下，KBR 公司和美国南方公司合作开发的技 术。1995 年建成一座投煤量 50t/d 的示范装置，该项技术于 2009 年 2 月正式允许转让。 在上述示范装置之后，KBR 分别在中国东莞和内蒙古博源分别转让投煤量 1600t/d 和 1000t/d 的气化技术，目前两个项目正在设计和建设中，据介绍分别在 2011 年和 2013 年将投入运行。TRIG 与传统的循环流化床相比，其固体循环速率和气体速度要快的多，提升管密度要高很多。因此具有较高的生产能力和碳转化率、混合均匀、传热和传质速率较高。 同时也正是由于该气化技术较高的气固混合物流速，对设备和管道的材料151、带来严峻的考 验。由于该技术在国内外尚无商业运行经验（仅有一套试验装置），本可研暂时不考虑 该技术。l 气流床气化成熟的粉煤气流床气化工艺主要以 SHELL、GSP 干粉煤加压气化和德士古水煤浆 加压气化为代表，这几种气化工艺都是以纯氧作为气化剂，在高温高压下进行熔渣气化， 粗煤气中有效组分含量高，仅有微量的甲烷，不产生焦油、萘和酚水，煤气质量好，最 适合作合成气。u 壳牌（Shell）气化工艺过程 壳牌煤气化工艺是由壳牌国际石油公司开发的干法粉煤加压气流床气化技术，壳牌公司从 50 年代开始开发油气化技术，已积累了丰富油气化经验。壳牌煤气化技术开始 于 70 年代的石油危机，到现在已经历了四152、个阶段，1978 年在原西德汉堡附近的壳牌炼 油厂建立了 150 吨煤/日的中试装置，累计运行 6000 小时；在此基础上，该公司继续进 行气化炉的放大实验，1987 年在美国休斯顿建立了日投煤 225400 吨，称之为 SCGP-1 的示范装置，该炉操作压力均为 2.04.0MPa；1993 年在荷兰 Buggenum 建成日投煤 2000 吨大型商业化装置，用于联合循环发电（IGCC），运行良好，发电效率达到 43%，排放 物完全满足苛刻的环保要求。壳牌（Shell）气化技术特点： Shell 干粉气化技术是将原料煤干磨粉碎后，煤粒度 80%（重量）0.2mm，粉煤 在气化炉中用氧和高压蒸153、汽在高温下以气流床形式气化，对原料煤种的适应性较广泛， 但仍然对煤质有一定的要求，灰熔点易在 13001350，煤的可磨系数应为易磨或中 等难磨，煤中灰含量不能太高。 气化炉为钢制外壳，内壁为熔渣挂壁形成耐火层，不需专门的耐火砖。 气化炉操作温度高，干粉煤在数秒内全部气化，碳转化率达 99%，煤气中甲烷 含量低，在 0.05%（体积）左右，有效气体（CO+H2）非常高，气化热效率高；由于气 化温度高，粗煤气中不含焦油、萘、酚等杂质，煤气净化及污水处理流程简单。 采用液态熔渣排放，灰渣成玻璃状，没有污染，易堆放，可作为水泥配料。 操作弹性大，可以迅速改变生产负荷。 操作压力相对来说不高，为 3.154、04.0MPa。 总的来说壳牌气化技术是比较先进的气化技术，但是由于其气化炉的结构特点，使得该气化技术一次投资较大。采用该气化技术给企业带来非常大的投资压力。u GSP 气化技术GSP 气化技术是德国未来能源公司开发的气化技术。未来能源公司的前身是原东德 的德意志燃料研究所 Deutsches Brennstoffinstitut Freiberg (DBI)，是当时东德从事与煤有 关的各种技术研发最高研究机构，1956 成立于 Freiberg，涉及的研究领域有煤的洗选、 气体的生产、工艺气体的运输、储存气的综合利用技术。1991 年，DBI 负责气体生产 工艺的部门被诺尔 Noell Gm155、bH 公司收购；1999 年，诺尔公司被巴高克博公司 Babcock Borsig Power GmbH 收购；2002 年 9 月 1 日德国巴高克博希格能源公司申请破产。2002 年未来能源公司成立并收购了巴高克博希格能源公司；2006 年西门子收购了未来能源 公司，并成立了西门子燃料气化技术公司。该公司在不同煤种、废渣、裂解木炭、石油焦以及各种化学废料方面有 GSP 气化 技术的经验。GSP 气化技术不仅可使矿物燃料或类似原料转化为合成气，还可以使有些 常规燃料如有足够高热值的废渣和废料转化为合成气。因此，采用水冷壁气化反应器有 很大的优势。目前，在 Freiberg 的试验装置已气化了156、 80 多种选送的气化原料-其中包括了 30 种不同煤种，25 种市政或工业方面的废渣、石油焦、油类、浆料以及 20 种液体废料。 这些煤种几乎涵盖了从褐煤到无烟煤的所有煤种，气化试验是在反应器压力 4.0MPa 的 条件下进行的。使用纯氧作为气化剂。该公司在 Freiberg 建有 3MW 气化装置(投煤量为 7.2t/d)和 5MW 气化装置（投煤量 12t/d，内径 0.6m）的中试气化装置，至今设备完好，2005 年为中国淮南煤进行了气化 试验。1984 年在德国黑水泵建成了 130MW 气化装置（投褐煤量 720750t/d，设计压 力为 3.0MPa，工作压力 2.5MPa，产气量157、为 50000Nm3/h，气化炉内径 1.9m，压力容器 外壳内径 2.4m）。气化原料是德国东部的褐煤，产品煤气与其它 24 台固定床加压气化 炉（PKM）生产的煤气用作城市煤气。到 1990 年，东西德合并后，城市煤气被改用天 然气，PKM 固定床气化炉部分停车，另一部分还在生产，因此该气化炉改烧液体焦油 等原料，生产的煤气与其它气化炉产生的煤气用于生产 12 万吨/年甲醇，发电 7.5MW。 改变气化原料后，一直采用该水冷壁气化炉，只是进料系统与喷嘴由原来的煤进料结构 改为喷油结构，该气化炉一直运行至近几年。GSP 煤气化技术特点：(1)原料煤适应范围宽，GSP 气化对煤质要求不苛刻，粒158、度 250500m，灰份 120%（wt%），灰熔点 11001500，灰熔点高于 1500的煤，从经济角度考虑应加入助熔 剂。130MW 的工业装置实现了灰熔点高达 1450的褐煤气化工业应用。(2)水冷壁结构，即所谓的“以渣抗渣”的结构。采用四根（130MW）螺旋盘管， 其外径仅比气化炉（受压筒体内径）小约 50mm，水冷管的直径约 8090mm，水冷壁 上焊有抓钉，水冷壁内壁涂有 SiC 耐火材料，水冷壁与筒体之间间隙用惰性气体或冷煤 气填充。水冷壁管及外壳材料均为碳钢。GSP 气化炉采用水冷壁结构，避免了因高温、熔渣腐蚀及开停车产生应力对耐火材 料的破坏而导致气化炉无法长周期运行。由于159、不需要耐火砖绝热层，而且炉内没有转动 设备，所以运转周期长，可靠性高。(3)喷嘴火焰温度约 18002200，平均停留时间约 10s，反应速率高，因而气化装 置的生产能力大。有效气体(CO+H2)含量高达 91%以上，碳转化率99%。(4)气化炉原料从炉顶部喷入，采用单喷嘴，四层喷料结构（130MW 的工业装置）， 每层之间用水冷。喷头尖端部分为特殊材料，其余部分为普通不锈钢。用 100m/s 的高 速氧蒸汽旋转式将 10m/s 左右粉煤喷入炉内，使煤均匀混合、燃烧、气化，碳转化率 达 99%。GSP 供料系统采用 400kg/m3 惰性气体密相气流输送，合格粉煤经煤锁仓三管并 流进料，每根进160、料管都设有固体物料（固气混合）的流量计、密度计。用通过的粉煤 供入量调节入炉氧气和蒸汽量。供料系统安全可靠。气化炉温度主要根据气化室与激冷 室的压差变化来调节控制。正常情况下其压差为 2030mbar（200300H2O）。气化炉点火升温迅速，负荷弹性可在 50110%运行。气化炉设有专门的点火喷 嘴，采用电点火。该喷嘴在正常操作时以低负荷保持点燃状态，可用气化炉自产煤气。采用激冷流程，高温煤气在激冷室上部用若干水喷头将煤气激冷至 200左右， 然后用文丘里除尘器将煤气含尘量降低到 1mg/m3 以下。这种工艺技术简单，设备及运 行费用较低。除喷嘴和水冷壁、部分阀门、特殊仪表外绝大部分设备可国161、产化。与壳牌气化技术相比，GSP 气化技术由于其气化炉的结构简单在投资和运行费用方 面都比 SHELL 低很多。目前宁夏煤业集团公司 5 台 2000t/d 投煤量的气化炉已投产运 行，运行情况良好；晋城兰花集团 2 台气化炉正在设计之中。u 德士古气化技术德士古气化技术属于湿法气流床气化，是德士古公司根据油气化技术的思路开发出 来的。它是将煤磨成水煤浆，加入添加剂、助熔剂等形成粘度为 8001000 厘泊，煤浆 浓度为 60%以上的浆状物加压后喷入炉内，与纯氧进行燃烧和部分氧化反应，在 1300 1400下气化，生产合成原料气。相比之下，水煤浆气化技术经过我国有关科研、设计、生产、制造部门的162、多年研究， 已基本掌握德士古水煤浆气化技术，并能设计大型工业化装置，国产化率可达 90%以上， 技术支撑率高，生产管理经验多、风险少。德士古气化的技术特点： 德士古气化技术是将原煤制成水煤浆，以喷流雾化形式进入气化炉进行高温气 化，对原料煤质有严格的要求，首先要求能制出 60以上水煤浆，其次对煤的灰熔点 要求在 13001350左右，高于 1400的需添加助熔剂，煤中灰份宜在 15以下，对 煤中的一些微量成分及某些无机元素含量都有要求。 供煤系统比固定气化复杂，但比 SHELL 及某些气化较简单，采用湿法磨煤，供 料安全可靠。 气化炉为钢制外壳，内衬耐火砖，炉体结构无转动设备，因此运行稳定，但163、耐 火材料昂贵，寿命正常为一年，喷嘴寿命短，约 60 天，因此需设置备用炉。 气化过程可在 4.08.0MPa 高压下气化，降低了合成气压缩功耗，单台炉气化 能力比较大。 气化炉操作温度高，煤在气化炉中数秒内全部气化，碳转化率高达 96-97，煤 气中不含焦油、萘和酚水等杂质，易于处理，煤气中（CO+H2）可达 80，有利于作 为合成气。 三废排量少，对环境的影响小；灰渣成玻璃状，没有污染，易堆放，可作为建 筑材料。 操作弹性大，可以快速转变，由于采用喷流式气化，负荷可从 50到 100的 大范围变动，在极短时间内完成。 与其它煤气化工艺相比，德士古气化工艺由于煤浆中含有大量的水，因此气化 过164、程氧耗高，煤气化效率相对较低。l固定床加压气化工艺碎煤固定床加压气化是加压固定床气化的代表，在 30 年代已工业化，是成熟的气 化方法，目前国内外都在使用。八十年代以来，我国已引进四套现代化鲁奇气化装置，其中三套用于生产城市煤气，一套用于生产合成氨，在设计、安装和运行方面均已取得 丰富经验。碎煤固定床加压气化对煤种有一定的要求，需使用弱粘结性、较高灰熔点， 650mm 的块煤，对于机械化采煤技术广泛采用的现代化矿井，有一定的局限性。碎 煤固定床加压气化炉采用固态排渣，炉温偏低，煤与气化剂逆向运动，煤气中甲烷含量 高（10%左右），特别适合于作为燃气；另外粗煤气中含有一定量的焦油、酚、氨等副 产165、品，是石油化工的替代产品。赛鼎工程有限公司（原化学工业部第二设计院）经过几 十年的摸索，近几年开发了废水循环的工艺，成功的解决了鲁奇气化工艺的难点。固定床加压气化工艺技术的特点是工艺技术成熟、先进、可靠，在大型煤气化技术 中投资最少。碎煤加压气化的氧气消耗和煤耗都低于其他煤气化方法。煤制天然气采用 碎煤加压气化工艺有以下主要优势：（1）煤气化过程中产生甲烷量相当于天然气中甲烷总量的 45%左右，即有 45%的 甲烷是在气化炉内生成的。从而降低了甲烷合成的负荷，提高了煤制天然气过程的热效 率。（2）煤气化过程中生成甲烷放出的热量，可以为煤气化提供部分反应热，从而降 低了煤制天然气的煤耗和氧耗。（166、3）碎煤加压气化是集煤干馏和半焦气化于一体的气化工艺，可以回收煤中部分 有机物，获得部分石油化工的替代产品。（4）碎煤加压气化技术成熟，操作简单，投资最低，同时也是所有大型煤气化工 艺中氧耗量最低，空分投资最省、操作费用最低的工艺。（5）煤种适应性强，几乎可以气化所有煤种，尤其是可以高水分、高灰分、高灰 熔点的劣质煤作原料，且不受成浆性的制约，是降低 SNG 产品生产成本的关键因素。 该气化技术的缺点是蒸汽耗量大，污水量大且成分复杂，治理费用高。但经过处理 完全可以达到零排放。另外需要 6mm 以上的块煤，粉煤要与锅炉配合。以达到煤的粒度平衡。固定床加压气化工艺技术的特点是工艺技术成熟、先进、167、可靠、气体中甲烷含量高， 最适合作为燃料气，在大型煤气化技术中投资最少。lBGL 熔渣气化技术u BGL 气化技术的发展 碎煤加压液态排渣气化技术是传统的鲁奇炉的进一步发展。BGL（British Gas-Lurgi 英国燃气-鲁奇）碎煤熔渣气化炉技术是在原第二代、第三代和第四代鲁奇固定床加压气化炉技术基础上，由当时的英国燃气公司科技开发部（现Advantica 有限公司） 与德国鲁奇公司的协助下， 在位于英国爱丁堡附近的西田（Westfield）煤气化试验厂开发出来的新型煤气化技术。 鲁奇固定床加压气化技术是当前世界上应用最多和工业化使用经验最丰富和最成熟的煤气化技术。BGL 熔渣气化技术将168、高温熔渣气化与固定床气化的技术结合在一起， 兼具双方的优势，克服各自的一些弱点。当时的技术开发主要针对大规模高效生产替代 天然气，接替可能发生的欧美天然气供应源由于国际政治原因或开采生产原因枯竭。自上世纪 70-80 年代技术开发至 90 年代初，经过对大量的英国、美国、欧洲的烟 煤、焦炭、和部分欧洲的褐煤在工业化规模试验炉的试烧和运行可靠性验证，BGL 技 术完成大规模中试和工业化示范，直径 2.3 米的气化炉（在鲁奇 II 型和 III 型炉基础上 改造的炉型）可达到日投煤量 500 吨，气化强度高出原鲁奇加压气化炉近 3 倍。BGL熔渣气化技术在工业化规模试验炉（日投煤量 300 吨和 169、500 吨气化炉）上对超过 18 万吨的英国和美国许多煤种以及石油焦等投料作了累计超过 14300 小时的试烧，最长连续开车达 90 天，积累了大量的试烧数据，开发了完整地气化模拟分析软件、操作手册和 设计手册。BGL 熔渣气化技术经工业化试验验证的炉径可达 4 米，单炉日处理投料煤 可达到 10001200 吨，单炉日产合成气可达到近 200 万 Nm3。90 年代中后期，在德国东部德累斯顿附近的黑水泵（Schwarze Pumpe）煤气化厂 建设了一台内径 3.6 米的 BGL 气化炉，与三台同炉径鲁奇 IV 型加压气化炉并联交替使 用（即用三台鲁奇炉作为单台 BGL 炉的备用炉），气化由170、当地劣质褐煤制成的型煤与固 体废料混合的投料，生产合成气，为大型发电厂提供燃料气和为甲醇生产提供原料气。 该气化炉自 2001 年投产后，一直运行到近几年。气化废水经处理后，达到欧盟和德国 排放标准，排入附近河流。2005 年，化学工业部第二设计院和云南煤化集团有限公司与 ADVANTICA 公司合 作改造现有鲁奇气化炉，作为试验和示范炉直接试烧当地高含水量褐煤(35%)。2006 年 10 月成功完成炉体改造和开车试验，目前运行状况良好；云南解化集团建设 15 万吨/ 年二甲醚项目，气化装置开发 3600mm 气化炉，目前已投产稳定运行；云天化呼伦贝 尔金新化工 5080 化肥工程 3 台气171、化炉已开车运行；云南先锋褐煤洁净化利用试验示范 项目 8 台和云南解化集团改造项目 2 台 3600mm 气化炉已完成详细设计，项目正在安 装阶段；洛阳拖拉机厂改造项目 2 台 3600 气化炉、华本生物能源股份有限公司生物质（垃圾）资源化项目 3 台 3600、中煤鄂尔多斯图克 25080 化肥项目 7 台 3600 气化炉均在设计之中。u 碎煤融渣加压气化优势 结合了流化床熔渣气化技术高气化率和高气化强度的优势和鲁奇固定床加压气 化技术氧耗低和炉体结构廉价的优势，克服了气流床熔渣气化技术高能耗和鲁奇固定床 加压气化技术废水处理困难和成本高的弱点，具有建设投资少、周期短、生产率高、运 行成本172、低、维护成本低的综合优势。 由于液态排渣气化剂的汽氧比远低于固态排渣，所以气化层的反应温度高，碳 的转化率增大，可以达到 99，有效气（H2+CO）产气率高（石油焦气化有效气90%； 无烟煤和优质烟煤气化有效气 8890%；褐煤气化有效气84%）。 BGL 碎煤熔渣气化炉技术在鲁奇炉内壁设计基础上加入耐火砖衬，形成简单的 水夹套保护层，在炉下部沿周向装置了一组喷嘴，将混合氧气/水蒸气高压喷入炉内， 形成炉内局部高温（约 18002000）燃烧区，气化区温度在 13001600范围，较鲁 奇炉大幅度提高了气化率、提高了气化强度、同时将蒸汽使用量减少到鲁奇炉消耗量的 1015，蒸汽分解率超过 90173、%。因水蒸汽耗量大为降低，且配入的水蒸汽仅满足于气化反应，蒸汽分解率高，煤气 中的剩余水蒸汽很少，故而产生的废水远小于固态排渣。 由于兼具鲁奇固定床的逆流气化的整体流程和现代高温熔渣气化原理，提高了 气化热效率，使气化过程的氧耗较其他熔渣气化技术的氧耗大幅度降低，显著节省了对 空分等设备的投资。 炉内靠近炉壁处温度和粗气出口处温度较低（300550），气化炉炉体和附属 设备可采用常规压力容器钢材，在国内加工制造，大幅度降低了制造，运输和安装的成 本，大大缩短了建设周期。 从炉顶进入的原料煤与产品气逆流接触，受热后被干燥、干馏，因此冷煤气效 率可以达到 90%。 设备投资、生产成本和维护成本均明174、显低于其他国外气化技术；与这些技术相 比，BGL 熔渣气化技术的冷煤气效率最高（89）、碳转化率最高（99.5%）、热效率 最高、氧耗最低、系统运行可靠性高、维护费用低。 对煤种的选择范围宽，可气化石油焦、无烟煤、烟煤、次烟煤、褐煤，以及这 些煤种的混合投料（对高灰熔点无烟煤，可通过增加助熔剂，应用 BGL 熔渣气化技术）。 对煤种的适用性强，对操作过程中煤质的变化不敏感。 熔渣气化产生的玻璃状炉渣含污染物极少，对环境和人类影响极其轻微，可以 作为水泥填料、制砖材料或用作筑路。由于气化废水量较鲁奇炉大幅度减少，废水处理装置规模减小，处理量大幅度减少。 同时，有机含量的浓度大幅度提高，有利于在较175、低生产成本下萃取分离，获得高价值的 副产品粗酚，使废水处理具有较好的经济效益。由于 BGL 气化强度更大，蒸汽转化率很高，炉内煤气更干燥，在干燥段的内水扩 散过程更加剧烈，同时气化剂的布气方式比较鲁奇固定床气化发生较大改变，由接近自 然布气改为依靠喷嘴设备及流速进行强制布气，气化温度高，因此产生了对原料煤更苛 刻一些的热稳定性的要求。对于不经处理的含水很高的褐煤原料，如果直接投炉使用， 则鲁奇炉的操作更加温和。4.1.1.2 几种气化技术参数比较序号项 目GSP粉煤气化Shell粉煤气化水煤浆气化固定床碎煤加压气化碎煤熔渣气化炉1气化工艺气流床、液态排渣气流床、液态排渣气流床、液态排渣固定床、176、固态排渣固定床，液态排渣2适用煤种次烟煤、烟煤、褐煤、无 烟煤、油渣次烟煤、烟煤、褐煤、无烟 煤、油渣次烟煤、烟煤、油渣等褐煤、次烟煤、无烟煤，不粘煤 等块煤褐煤型煤、次烟煤、无烟煤， 不粘煤等块煤，成型垃圾等3气化压力(MPa)4.04.04.0-6.52.5-4.02.54.04气化温度()1450-15501400-15501300-14001000-1200取决煤灰熔点，在DT-ST间操作140016005气化工艺特点干粉煤供料，顶部单喷嘴， 承压外壳内有水冷壁，激 冷流程，由水冷壁回收少 量蒸汽，除喷嘴外材质全 为碳钢。干粉煤供料，下部多喷嘴对 喷，承压外壳内有水冷壁， 废锅流程，充177、分回收废热产 蒸汽，材质碳钢、合金钢、 不锈钢。水煤浆（加入添加剂、助熔 剂等）形成粘度为800 1000厘泊，煤浆浓度为60% 以上的浆状物加压后喷入 炉内，耐火砖结构。粒状煤供料，固体物料和 气化剂逆流接触，煤通过 锁斗加入到气化炉，通过 灰锁斗将灰排出炉外，气 化炉由承压外壳、水夹套、 转动炉篦组成，炉内物料 明显分为干燥、干馏、还 原、燃烧、灰层。煤气洗 涤除焦油/尘后进入废锅。 材质为碳钢。鲁奇炉内壁设计基础上 加入耐火砖衬，形成简单 的水夹套保护层，在炉下 部沿周向设置气化剂喷 嘴，炉内形成局部高温燃 烧区，大幅度提高气化 率、提高了气化强度、蒸 汽使用量减少，蒸汽分解 率超过 9178、0%。6单炉 投煤量(t/d)2000t/d20002700t/d2000t/d800-1000t/d1200t/d71000Nm3有效气 耗氧量(Nm3)330-360330-360380-430170-2201802508碳转化率(%)999996-9896（包括副产油品）99（包括副产油品）9冷煤气效率 (%)808070-7680（包括副产油品）80（包括副产油品）10总热效率 (%)909890-959090序号项 目GSP粉煤气化Shell粉煤气化水煤浆气化固定床碎煤加压气化碎煤熔渣气化炉11有效气含量 (%)94.590-948065-72（含甲烷）92（含甲烷）12热回收流程激179、冷废锅废锅或激冷废锅废锅13除尘冷却方式激冷+洗涤干式过滤+洗涤激冷+洗涤洗涤+废锅洗涤+废锅14操作弹性 (%)50-11050-11070-11030-11030-11015耐火砖或 水冷壁寿命20年20年1年无3个月检查16喷嘴寿命1-1.5年前端1年，其余10年60天前端无火焰接触，6个月检查17技术成熟度国外有运行经验 国内已经投产已投入运行国内外有多台成熟运行经 验国内外有多台 成熟运行经验国外有运行经验 国内已经投产18气化炉台数 相近CO+H22000t 炉2000t炉2000t炉4台850t炉2台1200t炉19总投资5 亿9亿3.5亿0.6*4亿0.8*2亿4.1.1.3 180、气化技术的确定l 固定床气化技术在本项目中的优势 上述各种气化方法均有其各自的优缺点，对原料煤的品质均有一定的要求，其工艺的先进性、技术成熟程度互有差异。因此应根据煤种、用途、技术成熟可靠度及投资等 来选择气化方法。1.固态排渣碎煤加压气化炉运行可靠，在线率高，单炉连续运行一般可达 150 天以上，碎煤加压气化炉在国内运行已 30 多年，通过不断的经验积累及技术改进，碎煤气 化装置运行稳定、操作安全可靠，技术先进成熟，已在国内已广泛使用，目前运行较好 的有山西天脊化肥厂（5 台），河南义马煤气厂（5 台），哈尔滨气化厂（4 台），山西潞 安煤制合成油（6 台），建成运行和在建工程有石家庄金石化181、肥厂、国电赤峰 3052 项目、 大唐克旗煤制天然气项目、大唐阜新煤制天然气项目、新疆广汇甲醇二甲醚项目、新疆 庆华煤制天然气项目、新疆新汶煤制天然气项目等合计气化炉台数超过 200 台。2.碎煤加压气化装置单炉生产能力相对气流床小，投煤量较低950t/d，但是投资 也较低，单台气化炉总投资约 6000 万元。根据项目规模，气化装置正常生产时都设有 备炉，在发生气化炉故障或计划停车时，启用备炉以保障全厂生产稳定。3.碎煤加压固态排渣技术备煤系统简单，原料煤只需要简单的破碎、筛分使粒度控 制在 6-50mm 即可，而不需要设置磨煤制粉（制浆）及输送系统，设备投资较少，流程 较为简单。4.单位有效182、气的氧耗低；碎煤加压气化（未把煤气中的甲烷作为有效气算）氧耗约 为 Shell 气化及 GSP 气化的 60，为水煤浆气化的52，配套空分装置较小，空分 装置投资最省。5.碎煤加压气化技术通过对煤气废水的处理可获得焦油、中油、石脑油、粗酚、氨 等副产品，提高企业整体经济效益。蒸汽与氧气混合作为气化剂由气化炉底部通入，原 料煤从气化炉上部加入，气体在气化炉内由下至上依次通过灰层、燃烧区、气化区、 干 馏区与干燥区，最终从炉子顶部排出。干馏区温度为 600800，从原料煤中干馏出 的焦油、酚、氨等组分进入粗煤气，粗煤气在后续工段冷却后，这些组分进入煤气水中， 煤气水经过煤气水分离、酚氨回收装置的处183、理，能够回收焦油、中油和酚、氨作为副产 品。6.根据煤种的不同，碎煤加压气化粗煤气（干气）中 CH4 的含量为 812，经过 净化工段处理后在净化气中的含量为 1118，净化气体的热值较高，特别适合于生产 SNG 产品，气化所生成的 CH4 在最终 SNG 产品中的比例约占 40，与其它气化技 术相比较，变换冷却及净化装置的规模要小 1/3，投资要省 1/4。从本项目的目标产品来看，产品为人工天然气，主要的有效组分为甲烷，这种煤采 用固定床气化方式气体组分中可产生大约 812%的甲烷，气化直接产生的甲烷量相当 于产品总量的约 40%，无疑大大减少了后续装置（变换、净化、甲烷合成以及甲烷压缩 等184、）的负担，同时采用固定床气化的氧耗远远低于其他气化技术，空分规模较小，再加 上固定床气化本身的投资也远远低于上述其他气化方式，因此项目总投资大大缩减。另外固定床气化采用原煤直接入炉，不需要预干燥、磨煤制粉装置，且固定床气化 的后续装置以及空分装置原材料、动力消耗都较低，因此天然气单位成本较低。与传统的固定床加压气化相比，熔渣气化煤气组分中甲烷含量稍有下降，但是从该 气化高的有效组分使得气化炉数量的降低以及由于较低的汽氧比产生较少废水的优势 来看，熔渣加压气化技术较传统的固定床加压气化来说也是一种先进、经济实惠、切实 可行的气化技术。只是该技术目前在国内的投产运行经验略少，在技术成熟度上略逊于 185、固态排渣的碎煤加压气化技术。因此无论从技术先进成熟的角度、投资和经济的合理性，还是从目标产品的需求上 来看采用固定床气化技术是合适的。l 固定床气化技术在本项目中不利因素1）粉煤平衡问题由于固定床气化技术要求原料煤为 650mm 的碎煤，随着煤矿采煤机械化程度的不 断提高，原料煤中粉煤含量相对较多，因此存在块煤和粉煤平衡问题。2）固定床废水问题 固定床气化产生的废水成分较为复杂，因此污水处理投资和运行成本相对较高。 3）固定床气化单台气化炉产气量小，气化炉台数多，装置定员多造成操作管理的复杂化。l 克服不利因素采取的方法 针对原料煤粉煤平衡的问题，可以采用以下三种方法解决 ： 1）采用更大尺寸186、的块煤入炉，固定床加压气化一般要求块煤的粒度为 650mm，粉煤量一般不超过进料量的 5%，根据工厂实际运行经验，可以将块煤的最大粒径上限 提高至 100mm，这样可以大大减少原料煤处理和破碎过程中产生的粉煤量。该方法在 美国达科达（DGC）的平原合成燃料气厂（GPSP）（也是世界目前唯一的商业化煤制天然气设施，装置采用固定床加压气化技术成功运行了 20 年）、山西潞安碳氢能源有限公 司、河南义马煤气厂及云南煤化工公司分别将入炉煤最大粒度提高至 100 和 80mm。实 际运行经验表明，提高合格入炉煤的粒径上限可以保证气化炉正常运行，同时大大提高 了块煤的利用率、减少了二次破碎粉煤的产生量。但187、是不能从根本上彻底解决粉煤平衡 问题，同时也要根据不同的项目煤的粒度分布情况分别判断。2）可以拟建小规模的型煤装置来处理平衡不了的粉煤，但是设置型煤装置，使得 项目除了增加预干燥和型煤的投资外，在能耗上也有较大的增加。3）采用与其它气化技术相结合的双气头气化方式解决粉煤平衡和废水问题。 在原料成浆性较好时，固定床气化和水煤浆气化为最佳组合，将固定床气化产生的废水回收副产品后，经膜分离处理后作为水煤浆气化制浆用水，该组合技术合理的解决 粉煤平衡问题，也很好地解决了固定床气化的废水问题，两种技术取长补短，可最大限 度发挥两种气化的优势，在获得较好的经济效益的同时收获最大的环境效益。本可研推荐以固定188、床加压气化为主、以水煤浆气化为辅的气化组合模式，解决了 粉煤平衡和污水的综合利用的问题。4.1.1.4 两种气化炉数量的确定 为了实现气化污水的充分利用和工厂原料的粉煤平衡问题，对两种炉型的数量和能力进行计算，同时考虑了装置规模的成熟可靠性，最终确定配置两套以固定床加压气化 为气头的 13 亿 Nm3/a 天然气装置和一套以水煤浆气化为气头的 16 亿 Nm3/a 天然气装置， 为此配套的气化炉为 32 台（28 开 4 备）固定床加压气化炉和 8 台（6 开 2 备）水煤浆 气化炉。固定床加压气化部分煤中带水 140.2 吨/小时；气化剂蒸汽分解率 40%，带入煤气中 的量有 736.2 吨189、/小时；变换工段反应用蒸汽 49.8 吨/小时；这样送到酚氨回收的煤气水总量为 826.6 吨/小时。 膜分离后的浓水送制浆，根据试验结果略微保守的应用于工业装置的原则，煤气水总量的 20%，即约 165.3 吨/小时浓水送制浆，这样两个气化系统入炉煤所带入的盐，主 要指标为氯离子全部进入水煤浆气化的气化系统，膜分离后的净水送水煤浆气化作为排 盐水的补充水。水煤浆气化制浆浓度 62%，制浆水共需约 429.6 吨/小时，水煤浆气化用煤带入水量 为 108.6 吨/小时，由于通过制浆水固定床加压气化部分氯离子全部进入水煤浆气化，煤 中氯离子含量 0.022%，为了保持水系统氯离子含量不超过 50190、0ppm，需要排水 601.2 吨/小时。根据以上数据制浆水除固定床加压气化补充外，还需补水 155.7 吨/小时，把经过膜分离后去灰水处理的 661.3 吨/小时的清水分出 155.7 吨/小时作为制浆补充水。德士古气化去灰水处理的水量为 25.6 吨/小时，为保证 601.2 吨/小时的排水量，还需要补充 70 吨/小时的新鲜水。这样的配合是有道理的，水煤浆气化的制浆水应该适当 大于固定床加压气化废水的供给量，并保持外供水的管道配置，只有这样才能保证在固 定床加压气化装置能力波动或原料波动的时候保证制浆水的供需平衡，而且在膜分离故 障的时候能够保证水煤浆气化装置的继续平稳运行，这个措施在下191、一步的工程设计当中 一定要予以重视。全厂原燃料煤用量 1663.8 吨/小时，固定床加压气化用量为 716.2 吨/小时，水煤浆气化用煤量 554.6 吨/小时，锅炉燃料煤量为 393 吨/小时。根据原煤筛分报告并考虑转 运破损率，满足固定床加压气化炉入炉的块煤率为 40%，即 665.52 吨/小时，基本能够 满足全厂的块煤和粉煤的分项利用。4.1.2 变换在化工生产的后续合成工序对煤气组分 H/C 的比例均有特定的要求。 一氧化碳变换是工业上的重要制氢方法，其作用是将一氧化碳变换成氢气和二氧化碳，调节气体成分，满足后序装置的需求。因此，一氧化碳变换既是原料气的净化过程， 也是原料气制造的继192、续。本项目采用两种气化技术结合的方式，考虑到两种气化所产生煤气组分的特点不 同，分别为这两种气化方法所生产的煤气配置变换装置。同时碎煤熔渣气化产出的粗煤气成分比较复杂，其中含有一氧化碳（CO）、二氧化 碳（CO2）、氢气（H2）、甲烷（CH4）、硫化氢（H2S）、有机硫、HCN、氮（N2）、氩（Ar）、少量焦油和部分碳氢化合物（CnHm）及灰尘等。为此，变换选用耐油耐硫变换。该变 换的催化剂和全部设备国内都能生产制造。4.1.3 气体净化众所周知，固定床加压气化由于是逆流气化，煤气出炉温度低，粗煤气成分复杂， 其气体组分包括 CO、H2、CO2、CH4、H2S、有机硫、C2H4、C2H6、C3193、H8、C4H10、HCN、 N2、Ar 以及焦油、脂肪酸、酚、氨、石脑油、油、灰尘等。在这些组分中除 CO、H2、 CH4 有效组分和 N2、Ar 属惰性气体外，其余所有组分包括 CO2 和硫化物都是需要脱除的有害杂质，可见其净化任务的艰巨。纵观当今各种气体净化工艺，能担当此重任者非 低温甲醇洗莫属。这是因为只有低温甲醇洗净化才可以在同一装置内全部干净地脱除各 种有害成分，诸如 CO2、H2S、COS、HCN、NH3、H2O、C2 以上烃类（包括轻油、芳 香烃、石脑油、烯烃及胶质物等）以及其他化合物等。另外固定床加压气化压力较高， 气体中 CO2、H2S 分压相对较高，所以本身就有利于发挥低温194、甲醇洗物理吸收的特性。 除此之外，低温甲醇洗工艺与其他净化工艺相比还有着如下各种显著的优点：l 吸收能力强，溶液循环量小。l 再生能耗低。l 气体净化度高。l 溶剂热稳定性和化学稳定性好，溶剂不降解、不起泡，纯甲醇对设备不腐蚀。l 溶液粘度小，有利于节省动力。l 甲醇和水可以互溶，利用此特性可以用其干燥原料气，而且利用其与水的互溶 性用水可以将石脑油从甲醇中萃取出来。l 甲醇溶剂价廉易得。l 流程合理，操作简便。 低温甲醇洗在同一装置中实现了多种杂质的脱除，相对于其他净化方法的多种净化工艺组合而言，工序相对单一、合理，便于操作管理。低温甲醇洗与 NHD 净化工艺相 比由于装置在低温下操作，需用195、低温材料，因此投资较高。但由于 NHD 的吸收能力较 低温甲醇洗低，溶剂循环量大，用电消耗大，加之 NHD 溶剂较贵，总体操作费用较高。 总体而言，低温甲醇洗综合运行的经济性优于 NHD 净化工艺。所以鉴于碎煤加压气化复杂的气体杂质，基于低温甲醇洗净化可以一次性综合脱除 各种杂质的独特优势，无疑碎煤加压气化配套低温甲醇洗是最合理的组合。赛鼎工程有限公司国产化的技术主要基于：l对众多引进装置的消化吸收20 世纪 70 年代末，赛鼎工程有限公司在天脊集团项目从德国引进低温甲醇洗净化 技术，原化工部购买了林德公司低温甲醇洗、液氮洗专利技术，供部属设计院使用。随 后从民主德国 PKM 公司、德国林德公196、司总共引进建设了五套大型低温甲醇洗装置的基 础设计及关键设备。分别配套碎煤加压气化及壳牌气化，最终产品分别是城市煤气联产 甲醇或单产合成氨。无疑这是对低温甲醇洗技术进行消化吸收的有利基础。l完成国家“七五”“八五”重点科技攻关课题之一碎煤加压气化日产 100万立方城市煤气的低温甲醇洗基础设计 本课题的完成最重要的成果是在国家科委及化工部组织的课题攻关中，由国内实力很强的上海化工研究院、南京化工研究院配合赛鼎工程有限公司（当时的化学工业部第 二设计院）进行了大量的相平衡数据及热力学数据测定，从而根本上解决了困扰低温甲 醇洗国产化设计所需的物性数据库问题。l完成国家“九五”科技攻关课题加压气化优化197、设计低温甲醇洗课题 利用国内自行测定的物性数据对众多引进装置进行核算检验，在对物性数据的修正及计算程序的优化中，赛鼎工程有限公司建立了完整的低温甲醇洗数据库以及 ASPEN技术软件为平台的模拟计算数学模型，至此完成了国内技术软件的积累工程。l国内低温甲醇洗硬件已基本实现国产化 三十多年来在国内有关部委的支持下，在有关生产企业的通力配合下，国内硬件技术应该说已经基本解决。对于低温甲醇洗所必需的低温钢、低温管件、低温阀门、低温 泵的制造以及塔内件的设计和难度较大的设备制造（如缠绕式换热器）已基本实现了国 产化。目前即使引进的低温甲醇洗装置硬件供应也全部是国内生产。当然需要说明的是 因批量或制造周期198、原因有些低温材料国内订货困难，也可能从国外引进。此外对于流量 大、扬程高的低温泵为保证长周期、可靠运行也可考虑从国外引进。4.1.4 制冷工艺制冷装置主要是为低温甲醇洗装置提供所需 0和 40级冷量，制冷有三种方案可 供选择：（1）混合制冷 此方案是将蒸发后的气氨经离心式氨压机提压后再去吸收制冷，避免了吸收器在负压下操作，使生产操作更加稳妥可靠，其优点是能利用工艺低位热能副产的低压蒸汽， 达到节能减排的目的，混合制冷只有在低压蒸汽没有用途、但又不能满足双级吸收制冷 所需低压蒸汽时选用。（2）吸收制冷 根据冷量级别可采用一级吸收制冷或两级吸收制冷。吸收制冷是在低压低温下用水吸收冷媒，在蒸汽提供热199、源的条件下将冷媒在一定温度、压力下蒸馏出来，然后冷却减 压制冷。吸收制冷需要消耗大量蒸汽和循环水，在流程中有大量低位热能或低压蒸汽找 不到用途时，此流程可很好的利用低位热能，显示其优越性。（3）压缩制冷 离心式压缩机制冷量大、结构紧凑、重量轻、尺寸小，因而占地面积小；没有气阀、填料、活塞环等往复易损零件，因而工作可靠，操作方便，运转率高，但投资大。 本工程由于富产大量多余的低压蒸汽，为了节约能源，保证技术，综合考虑后装置设计采用混合制冷流程。4.1.5 甲烷合成技术甲烷合成技术是 20 世纪 70 年代开始两个半工业化实验厂上进行试验证明了煤气进 行甲烷合成可制取合格的合成天然气。CO 转化率200、可达 100%，CO2 转化率可达 98%， 甲烷可达 95%，低热值达 8300kcal/Nm3。美国大平原煤气化制合成天然气厂位于美国北达科他州，于 1984 年投产，它是世 界上第一座由碎煤加压气化固定床干法排灰压力煤气化生产的煤气净化后经甲烷化合 成天然气的大型商业化工厂。原计划分为两个阶段建设一座 778 万 Nm3/d 的合成天然气 工厂。第一期工程的设计能力为日产合成天然气 389 万 Nm3（相当于日产原油 2 万桶），于 1980 年 7 月破土动工，1984 年 4 月完工并投入试运转，1984 年 7 月 28 日生产出首 批合成天然气并送入美国的天然气管网。该厂至今还在201、正常运行，二期工程至今未建。 目前国际上可选用的技术分别来自丹麦托普索、英国 DAVY 公司及德国鲁奇公司。l托普索甲烷合成循环工艺（TREMPTM）技术 托普索公司开发甲烷合成技术可以追溯至 20 世纪 70 年代后期，该公司开发的高温甲烷合成循环工艺（TREMPTM）技术具有一定的操作经验和实质性工艺验证，保证了 这一技术能够用于商业化。TREMPTM 高温甲烷化工艺可靠、简单且在经济上有很强的竞争力，可以以不同组 分（氢碳比可在 2.83.2 之间）的合成气为原料，生产出适合管道运输标准的 SNG。 TREMP 技术的核心，MCR 催化已经用于德国 Julich 的装置中，用于生产 SN202、G（替代 天然气）。该工厂生产能力为 48000Nm3/d(SNG)，并在第一甲烷化反应器出口温度高达 700的条件下稳定运行。在节能设计所要求（670-700）的高温操作条件下，目前世 界上还没有其它工业装置。由于八十年代的石油危机，为了降低天然气的价格，装置被 搁置。在此之前 MCR 已经运行了 8000 多小时。MCR 催化剂累积运行记录超过 40000 小 时。目前有七家公司选用了托普索的 TREMP 技术。TREMP 是托普索专有 SNG 生产工艺，是指托普索循环甲烷工艺。甲烷化反应分为四级反应，根据反应温度区间的不同，分为四个热量回收区间，分别最大化的利用各自 的反应热。TREMP203、 技术的重点是在高效的回收热量，并将其回收成为高压过热蒸汽。 TREMP 是基于独特的托普索 MCR-2X 甲烷化催化剂，在很宽的温度下（250-700） 能拥有高稳定性和活性。MCR-2X 催化剂的活性稳定性允许其在很大的灵活设计下使用， MCR-2X 能使第一甲烷化反应器内有大幅度的温升，因此可大大降低循环气量，减少循 环压缩负荷，提高高压过热蒸汽产量，使得动设备费用和产品成本大大降低。以高压过 热蒸汽形式回收的热量，可以直接用于驱动透平。甲烷化反应器的大温升可以使循环比 降低，相应地节约了循环压缩机能量并降低了设备成本，高温运行可以让业主受利，实 现整厂的能效优化。TREMP 工艺使用的204、催化剂在出厂发运前，都经过特殊的预还原处理，开车前只需 要用氮气把催化剂加热到规定的温度就可以了，节省了开车压缩机、开车加热炉、PSA 提 H2 等设备，也节省了占地。lDAVY 公司甲烷合成技术（CRG）CRG 技术最初是由英国燃气公司(BG 公司)在 60 年代末期和 70 年代初开发的，是 将容易获取的液体馏分作为原料来生产低热值城市煤气中富含甲烷的气体。为了弥补天 然气来源的不足，采用 CRG 技术提高热值达到天然气标准，在整个英国建造了许多的 SNG 装置。随着英国北海天然气的发现，需要提高已有输气管网的输气的能力，因此 BG 公司 将整个的英国国内燃气管网进行了改造，使其成为适合于205、输送高热值天然气的管网，并 且为了弥补天然气来源的不足而在整个英国建设许多采用 CRG 技术、用石脑油来生产 SNG(人工天然气)的装置。从 70 年代末期和 80 年代初期起，BG 公司将其研发的注意力转到煤气化上，并开 发出了熔渣气化炉（BGL 炉），作为其开发的一部分，BG 公司开发了使用 CRG 催化剂 的工艺，将出煤气化炉的富氢和一氧化碳的气体进行大量甲烷化来生产 SNG。80 年代中期建于美国大平原的 Dakota 装置使用了与 BG 公司开发的工艺相类似的 工艺，它是世界上唯一一个商业化的煤制 SNG 装置。CRG 甲烷化催化剂从 80 年代中 期起就开始一直在该装置上使用，到现206、在已成功地使用了很多年，充分证明了 CRG 催 化剂在商业化规模的煤制 SNG 装置上的适用性。该装置 2008 年进行了催化剂的更换， 换上了 Davy/JM 的最新的一代的 CRG 催化剂，提高了装置的产能。在 90 年代末期，Davy 工艺技术公司获得了将 CRG 技术对外转让许可的专有权，并进一步开发了 GRG 技术和催化剂。CRG 催化剂是在 Davy 工艺技术公司的许可下， 由 Davy 的母公司 Johnson Matthey 生产的，并通过了工业化验证。2008 年，Davy 工艺技术公司与美国 Cash Creek 公司(公司股东为：美国 GE 和高盛 集团等)签署了为其 1207、0 亿方/年煤制 SNG 项目提供技术许可、基础工程设计和催化剂的 合同，现基础工程设计已经完成。2009 年，Davy 工艺技术公司与另一家美国公司签署了为其 6 亿方/年煤制 SNG 项 目提供技术许可、基础工程设计和催化剂的合同，现正进行初步设计中。Davy 工艺技 术公司与中国大唐克旗项目的 13.3 亿方/年煤制 SNG 项目提供技术许可，签署基础工程 设计和催化剂的合同，基础设计已完成。Davy 工艺技术公司与中国大唐克旗项目（二 期）13.3 亿方/年煤制 SNG 项目，提供技术许可业已签署，正在进行基础设计。Davy 工艺技术公司与大唐阜新（一期）签署了技术许可，正在进行基础设208、计。在这些装置上，CRG 反应器中的反应都是在 CRG 催化剂表面上进行，甲烷、氢气、 一氧化碳和二氧化碳及未反应的蒸汽组成的混合气在反应器中反应达到平衡，该气体再 经过多级 CRG 反应器，甲烷的浓度逐渐提高，最终生产出合格的 SNG 产品。l鲁奇公司甲烷合成技术 鲁奇公司也拥有甲烷合成技术，美国大平原的装置就是由该公司设计的，最初采用的是 BASF 公司的催化剂。但合成工艺是较低温度下合成的。 煤制合成天然气，国外有美国大平原年产 15 亿 m3 的工厂自 80 年代初建成一直正常运行至今，而且国内对甲烷合成技术相当熟悉，在合成氨生产中，甲烷合成技术广泛 用于脱除少量 CO、CO2 ，中科209、院大连化物所通过甲烷合成将低热值水煤气增殖到 4000kcal/Nm3，并建有十余个工厂。由此可见本项目选用高温甲烷合成工艺稳妥可靠，引进国外工艺技术和催化剂、关 键设备是必要的。根据目前国内在建煤制天然气的设计情况，对托普索和戴维公司甲烷 化技术进行比较。从比较表中数据可以看出，托普索工艺在能源利用和投资上有较大的 优势，本可研推荐托普索甲烷合成技术。托普索和戴维公司甲烷化技术比较表项目单位托普索戴维备注1.产品规格产品气中甲烷含量V%97.9396.77产品气热值kcal/ Nm38384符合 GB178201000Nm3 SNG 需合成气Nm3269725132.热量回收1000Nm3 210、SNG副产 450中压蒸汽 5.0MPa.g/4.69MPa.gt/h1.732.02根据需要可以 副产高压蒸汽1000Nm3 SNG 副产低压蒸汽t/h0.0610.00721000Nm3 SNG 预热锅炉水72/45温升t/h2.021.121000Nm3 SNG 总的回收热kcal/h146850520063.公用工程消耗循环率（循环气/新鲜气）0.5390.7851000Nm3 SNG 循环机电耗kW.h10.1517.41000Nm3 SNG 其他电耗kW.h01.53空冷器1000Nm3 SNG 总电耗kW.h10.1518.931000Nm3 SNG 循环水m3/h5.454.5211、34.投资较低较高5.其他装置操作弹性%50-110催化剂首次装填量基本相同催化剂保证寿命开车催化剂还原不需要需要特殊设备无进口设备有进口设备4.1.6 甲烷气压缩一般来说天然气管道压力为 10.0MPa，采用 4.06.0MPa 压力的碎煤加压气化技术 并经过甲烷合成装置，人工天然气的出口压力为 2.34.3MPa，必须将合成的甲烷气压 缩到长输管线所需的压力。因此甲烷压缩机就成了管道输气的核心设备。甲烷气压缩机主要有离心式和往复式两种类型，离心式压缩机往往用于功率较大， 以及流量变化幅度大的场合。相反，往复压缩机由于其原动机的限制，用于小功率，小 流量的气体压缩的场合较多。用于压缩机驱动的212、原动机包括电动机、燃气透平、燃气发动机、蒸汽轮机以及柴油 机等，其中柴油机主要用于移动式小型压缩机，蒸汽轮机一般在有蒸汽的工厂或炼油厂 等使用。1）压缩机组选型原则 在压缩机选型中秉承技术先进、经济合理的宗旨，压缩机组选型的具体原则为：l满足工艺要求，并适当留有发展余地；l机组应工作可靠、操作灵活、可调范围宽、调节控制简单、有利实现自动化；l价格适当、寿命长、安装维修方便；l效率高、单位能耗低；l机组的辅助设备尽可能简单；l还应考虑机组的制造水平和供货情况以及配件的供应情况。 2）压缩机的比较 离心式压缩机用于流量较大，压比相对较小以及大功率的工况。往复压缩机依靠活塞往复运动对气体做功，使其压213、力升高，因此可以实现很高的压比，但由于受到缸径、 杆负荷的限制，流量范围远小于离心式压缩机，因此适用于小流量、高压比的工况。下 表是离心式压缩机与往复机的比较。离心式和往复式两种压缩机对比表项目离心式压缩机往复式压缩机适用范围大流量、小压比、排气均匀、气流无 脉动、转速高、机内无润滑、密封好、 泄露少、单机功率较大小流量、大压比，单机功率较小压缩机结构较简单较复杂维护管理不需定期大修，日常维修工作量较 小，对维修人员技术要求高，维护费 用较低大修和日常维修工作量大，对维 修人员技术要求不高，维护费用 较高占地面积所需台数少，占地面积较小所需台数多，占地面积较大噪声较小，可控在85dBA较大，很214、难控制原动机电动机、蒸汽透平或燃气透平电动机或燃气发动机鉴于本项目为天然气长输管道，输送气量大，工况较为复杂，要求压缩机具有较强 的适应性、易损件少、维修量少、运转周期长，采用离心式压缩机能够较好地满足工程 的实际需要，这也符合输气管道工程设计规范（GB502512003）“压气站宜采用 离心式压缩机”。本项目推荐采用离心式压缩机以保证装置运行的稳定性。3）驱动型式比较 离心压缩机在管线上主要的驱动设备有电动机、蒸汽机、燃气透平 3 种。由于本项目是煤制气项目，气体成本较高，采用燃气透平驱动不经济、不合理。由于压气首站在 煤化工界区内，而化工生产需要高温高压的动力蒸汽，这使采用蒸汽透平驱动成为215、可能， 所以本报告对电动机和蒸汽轮机两种驱动设备做对比。压缩机驱动设备对比表项目变速电动机蒸汽透平主要特点体积小，重量轻，操作、维修方便，噪声小。体积小，设备轻，噪声较大。可靠性高高变转速需要变频器或液力变矩器依靠自身调速器转速调节采用变频调速系统，转速可在 40%105%范围 内调节、或者采用标准电机与变速器相结合的 方式，其调速范围在 65%105%。转速可在 75%105%范围 内调节，如果再宽的转速范 围需要向厂家提出要求。能源供应受当地供电条件、供电能力和供电可靠性限制利用蒸汽，能源受蒸汽供应 能力的限制启动时间启动迅速，反应灵敏。启动速度慢，约 24 小时。驱动橇块 基本供货 范围216、电机、变压器、变频器、齿轮箱蒸汽轮机、冷凝水系统、空 冷系统从上表可以看出，电动机作为压缩机的驱动设备，最突出的优点是启动迅速，效率 高、噪音小，可靠性高。要求站场周边具备引接外电源条件，且电力供配系统要能满足 压气站大负荷用电要求。此外，为适应变工况下压缩机组的正常运行，电动机需配备变 频调速系统或者机械变速器。采用蒸汽透平作为压缩机的驱动设备，最突出的优点是利用蒸汽驱动相对运行成本 低廉，自身可以通过调速器实现变转速，但要求站场周边具备蒸汽条件。缺点是启动速 度慢，噪音大，初期投资高，在事故工况或机组切换时不能满足管线输送要求。蒸汽轮机驱动的离心压缩机运行成本最低，变频电机驱动的离心压缩机217、在管线输送 上使用业绩最为普遍。蒸汽轮机作为驱动机大多用于化工等蒸汽汽源较为稳定的工艺场 合，可靠性较高，与离心压缩机配套性较好。虽然国内没有成熟的用于管线输送的业绩， 但从运行成本最优的角度考虑，蒸汽轮机驱动的离心压缩机作为本项目的推荐方案。4.1.7 合成天然气干燥本项目首站接气为 40含饱和水的天然气，进入长输管线前必须进行脱水处理。 常用干燥方法有冷分离法、固体吸收法、溶剂吸收法。l冷分离法 冷分离法是利用压力变化引起温度变动，使水蒸气从气相中冷凝下来的方法。常用有两种流程：节流膨胀冷却流程与加压后冷却流程。(1)节流膨胀冷却脱水法 一般用于高压天然气气田，高压天然气经过节流膨胀或低温218、分离，把天然气中的一部分水冷凝下来。这种方法经济，简单，但应控制天然气降压后仍高于输送压力，同时， 不使温度降得太低，防止冷凝水结冰。(2)加压后冷却法 对于低压天然气田及人工煤气，需加压后再冷却将煤气中水蒸汽冷凝下来。 上述两种方法煤气干燥度即露点温度，将受多种因素影响、且能量损失大。因此本报告不做重点论述。l固体吸附脱水工艺 固体吸附法脱水工艺是用多孔性的固体吸咐剂处理气体混合物，使其中所含的一种或数种组分吸附于固体表面上以达到分离的操作。吸附作用有两种情况：一是固体和气 体间的相互作用并不是很强，类似于凝缩，引起这种吸附所涉及的力同引起凝缩作用的 范德华分子凝聚力相同，称之为物理吸附；另219、一种是化学吸附，这一类咐附需要活化能。 物理吸附是一可逆过程，而化学吸附是不可逆的，被咐附的气体往往需要在很高的温度 下才能逐出，且所释出的气体往往已发生化学变化。目前用于天然气脱水的多为固定床物理吸附。用吸附剂除去气体混合物的杂质，一 般都使吸附剂再生循环使用。升温脱吸是工业上常用的再生方法。这是基于所有干燥剂 的湿容量都随温度上升而降低这一特点来实现的。通常采用一种经过预热的解吸气体来 加热床层，使被吸附物质的分子脱吸，然后再用载气将它们带出吸附器，这样就可达到 吸附，再生。吸附剂再生所需的热量由载气带入吸附床，一般咐附剂的再生温度为 175 260。固体干燥剂脱水的操作过程是周期性的，用220、一个或多个干燥塔吸附脱水。应采用吸 附水能力比吸附烃类或吸附酸性气体能力强的干燥剂，可用热气体通过吸过水的干燥剂 将水分带出使之再生。下表列出了固体吸附法脱水的优劣特点。固体吸附法脱水的优缺点优点缺点1.能获得露点极低的净化气；2.不受净化气温度、流量、压力等变化的影响；3.设备构造简单、便于操作；4.腐蚀及起泡现象较少；5.处理净化气量少时，费用也不太高。1.设备费高；2.耗热较多；3.净化气中的成分易使干燥剂中毒 粉碎；4.吸附与再生均不连续。常用的固体吸附脱水法有氯化钙法、硅胶法、活性氧化铝及活性铝矾土法，分子筛 法以及复式固定干燥剂法等，各种干燥剂特点见表。复式固定干燥剂是综合了多种干221、燥 剂的优点。该法是根据不同的气源，分别放置不同的脱水剂，以便有选择地脱除不同组 分气体的水分。天然气脱水过程使用的吸附剂通常有分子筛和硅胶。各种干燥剂的特点脱水剂优点缺点使用情况氯化钙法成本低，工艺过程简 单。腐蚀性严重，废渣废水 处理困难。适用于高寒地带。硅胶法吸附能力好，吸水选 择性强。遇液态水，油料易碎， 处理量大时失效快。适用于处理量大而 含水量不大的情况。活性氧化铝法 及活性铝矾土吸附能力较好，再生 温度低，在液态水中 不易碎。活性丧失较快，特别酸 性气体多时。适用于含酸性气体 少的煤气。分子筛吸附能力较好，对高 酸性气体的脱水可 用抗酸性分子筛。成本稍高。适用于处理量较大， 露点222、降要求高的气 体。l溶剂吸收法 液体吸水剂（溶剂）吸收法所用设备费最少。液体吸水剂应满足以下要求： 在较大的水浓度范围内吸水能力大； 操作时水蒸气的压力低； 水溶液没有腐蚀性； 粘度较低； 具有化学稳定性和热稳定性； 容易再生； 无毒； 反应热和溶解热小。 常用的液体吸水剂有氯化钙水溶液、氯化锂水溶液、甘醇-醇胺、二甘醇及三甘醇等。通过下表各种吸水剂比较可知，三甘醇法是普遍采用的方法。三甘醇 TEG 脱水工艺主要由甘醇吸收和再生两部分组成。含水天然气进入吸收塔。 在吸收塔内原料气自下而上流经各塔板，与自塔顶向下流的贫甘醇液逆流接触吸收天然 气中的水汽。经脱水后的天然气从塔顶流出。吸收了水分的甘223、醇富液自塔底流出，与再 生后的贫甘醇液换热，再经闪蒸、过滤后进入再生塔再生。流程中设置的闪蒸罐可使部分溶解到富甘醇溶液中的烃类气体在闪蒸罐中分出。富甘醇在再生塔中提浓和冷却后， 再泵送至吸收塔循环使用。赛鼎工程有限公司SEDIN Engineering Co., Ltd新疆XXXX 40 亿方/年煤制天然气项目可行性研究报告几种吸水剂的特点吸水剂优点缺点使用情况氯化钙水溶液1.成本低；2.耗量小（0.016-0.06 公斤/万 m3）；3.能用于高寒地带。1.遇水乳化；2.产生电解腐蚀；3.露点降低（11-20）；3.与 H2S 发生沉淀。逐渐淘汰氯化锂水溶液1.吸水能力大；2.腐蚀性小；3.224、有杀菌力，可使处理煤气消毒；3.不易加水分解；4.露点下降大（22-37）。价格较高； 工业产品含不纯物时引起腐蚀适用于空气调节，用于 煤气脱水较好甘醇-醇胶法(一乙醇胺 10-30%， 二甘醇 60-85%,水 5%)1.同时脱除 CO2、H2S 和水；2.甘醇可降低醇胺的发泡；3.一步净化和脱水。1.比三甘醇携带损失大；2.再生温度高，H2S 腐蚀严重；3.露点下降少。使用于一些要求露点不 高的煤气中。二甘醇(一缩二乙二醇)1.较稳定；2.浓溶液不凝固；3.正常操作存在 H2S、CO2 时稳定；4.吸容量大；5.携带损失小；6.检修安装较容易；7 处理量灵活。1.携带损失比三甘醇大；2.再225、生浓度为 95%；3.初期投资大。逐渐被三甘醇法取代。三甘醇(二缩三乙二醇)1.比二甘醇的全部优点更优越；2.再生浓度高达 99%以上；3.露点降比上述方法都高（28-58）。1.需加消泡剂以避免轻油存在时发泡；2.溶剂在市场供应上不如二甘醇多；3.初期投资大。广泛使用根据目前国内外较为成熟的脱水方法，本项目对三甘醇脱水工艺和分子筛脱水方案 两种天然气脱水方案进行重点比较：脱水方案比较表TEG 脱水方案分子筛脱水方案优点1.适合大流量、露点降要求较大的天然 气脱水。 2.在操作条件下性质稳定，吸温性高， 容易再生，蒸汽压低，气态携带损失小。 3.甘醇吸收塔压降小。4.可连续运行。1.应用广泛，226、技术成熟可靠，能够提 供非常低的露点2.操作简单。3.占地面积小。4.对进料气的温度、压力流量变化不 敏感。缺点工程装置投资大。1.一般适用于小流量、低压气体脱水；2.由于分子筛的使用寿命仅为 23 年，需定期进行更换，运行成本较高。 3.废弃分子筛的处理困难。通过上述方案比选，根据建厂地区自然环境情况和工艺露点要求，两种方案均能满 足要求，但是分子筛脱水方案对于大流量气体投资和运行成本都比较高，此工艺只适合 小流量的低压天然气；本项目输气量较大、压力较高，推荐采用适合大流量、满足露点 要求的三甘醇 TEG 脱水装置对外输煤制天然气进行脱水。4.1.8 硫回收技术4.1.8.1 产品为硫磺的方227、案 酸气处理工艺通常采用克劳斯硫回收工艺生产硫磺，是一种成熟工艺，其工艺种类繁多，主要有传统克劳斯工艺，超级克劳斯，带有 SCOT 尾气处理工艺的克劳斯工艺以 及 Shell-Paques 生物脱硫技术等。l 传统克劳斯工艺传统克劳斯原理可以简单概括为:含一定浓度的 H2S 酸性气首先进入热反应，使其 中一部分 H2S 通过燃烧直接生成单质硫，该过程的硫磺回收率大约 60；余下的 H2S 在克劳斯催化剂的作用下生成单质硫，由于受克劳斯反应的平衡限制，克劳斯工艺总硫 磺回收率一般在 9598左右，尾气无法满足国家现有的环保指标。主要化学反应：2H2S+3O2 2H2O + 2SO2 SO2+ 2228、H2S3S+ 2H2Ol 催化氧化技术79本文件包含赛鼎工程有限公司技术成果，未经本院许可不得转给第三方或复制。This document contains proprietary information of SEDIN. To be kept confidential.u 超级克劳斯超级克劳斯一改以往单纯增加级数来提高 H2S 的回收率的方法，在两级普通克劳斯 转化之后，第三级改用选择性氧化催化剂，将 H2S 直接氧化成元素硫，常规克劳斯工艺 要求 H2S/SO2 比值为 2 的条件下进行，而此种富 H2S 工艺却维持催化段在富 H2S 条件 下进行，例如二段催化剂反应器出口气体要求 H2229、S/SO2 比值可高达 10，末端选择催化 氧化反应实际上是一种尾气处理工艺，H2S 转化为硫磺的回收率最高 99.5，总硫回收 率最高到 99，如果采用此工艺处理本工号的酸性气，处理后的尾气仍然超出国家排 放标准。氧化主要化学反应：2H2S+O22S +2H2Ou 超优克劳斯 采用克劳斯组合工艺后，在两级普通克劳斯转化之后，增加加氢催化反应器，将所有硫化物转化成 H2S 后再选用超优克劳斯选择性氧化催化剂，将 H2S 直接氧化成元素 硫，除具有超级克劳斯工艺的优点外，将总硫回收率提高到 99.599.7，尾气经过处 理 SO2 的排放达到国家排放要求。加氢还原主要化学反应：SO2+3H2H2230、S +2H2OCOS+H2H2S +COl 尾气处理工艺SCOT 是与克劳斯工艺相配套的尾气处理工艺，超级 SCOT、低硫 SCOT 是标准SCOT 法工艺的技术进步，其特点可大致归纳如下：a.在克劳斯硫磺回收界区的下游，由尾气再热、加氢还原，还原气激冷和选吸脱硫 等 4 个工序组成一个相对的工艺界区，上游克劳斯装置任何条件的波动对本装置的操作 无影响。因此，当硫磺回收装置尾气的组成、流量、温度、压力等状态参数强烈波动时， 尾气处理装置仍能保持平稳运转，通常操作弹性范围 20200。b.装置的硫负荷能力很高。即使上游装置的硫磺回收率仅为 90左右仍不会影响处 理后尾气中硫的净化度，故上游装置只231、设置 2 个转化器，可以不使用价格昂贵、操作条 件要求高的有机硫水解催化剂。c.加氢还原工序的效率高。除 SO2 外，尾气中所有的有机硫化合物（COS、CS2、 各种硫醇等）以及元素硫均可被还原成 H2S 而返回硫磺回收装置，从而使装置的总硫磺 回收率达到 99.95。该工艺相对流程复杂，操作工艺条件苛刻，设备投资较大。l壳牌-帕克（SHELL-Paques）生物脱硫工艺壳牌-帕克（SHELL-Paques）生物脱硫工艺是酸性尾气处理工艺的新发展，是从酸 性尾气中脱除 H2S 并以元素硫的形式进行硫磺回收的生物反应过程。含 H2S 气体在吸收塔内与含硫细菌的碱液逆流接触，H2S 溶解在碱液中进232、入到生物 反应器（专利设备）。在生物反应器内的充气环境下，H2S 在一种无色硫磺杆菌的作用 下生产单质硫，该过程只有在反应器通风的条件下才能实现。硫磺以料浆的形式从生物 反应器中取出，经过浓缩后形成 65干度的硫磺饼，可进一步处理满足需要。溶液中 悬浮硫的浓度 515g/l。由于生物硫磺具有很强的的亲水性，所以流动性好，不会产生 堵塔的现象。壳牌-帕克（Shell-Paques）生物脱硫工艺特点：a.最小的化学品消耗 b.高调节比c.净化度高，净化后尾气中的 H2S 浓度小于 4ppmv。 d.生物反应器中硫化物 100的转化，其中 9598转化为元素硫。壳牌-帕克（Shell-Paques）233、生物脱硫工艺在酸性气 H2S 浓度25vol，硫磺产量15t/d 时推荐采用此工艺。本装置的硫磺产量高，此种工艺方法不适合本工程。4.1.8.2 产品浓硫酸的方案WSA 工艺是一种能有效的脱除各种废气中硫并将其转化为工业成品浓硫酸的工艺（Wet Sulfuric Acid），WSA 工艺所用催化剂是一种硅藻土为载体，以 V2O5 为活性组分 的 VK 型催化剂。从低温甲醇洗来的酸性气先经过燃烧，将其中的 H2S 等燃烧成为 SO2，继而进入 SO2 反应器将气体中的 SO2 转化为 SO3，出反应器的气体进入 WSA 冷凝器冷凝，将气 体中的 SO3 和水变为 97.598的浓硫酸（当燃烧器中234、的水蒸汽不够时，需要适当补充 低压蒸汽），冷凝下来的浓硫酸沿 WSA 冷凝器玻璃管管壁流向底部汇集，冷凝分离硫 酸后的尾气送至烟囱放空。流程特点：a.硫回收率超过 99.299.7，尾气中 SO2 的浓度控制在国家标准(960mg/m3)以内。b.生产商业级浓硫酸（98%）。产品价值高，目前化工行业发展很快，硫酸市场非常 好。c.环保装置，整个装置不仅尾气中 SO2 排放能降低至 500mg/m3 以下，并且和传统 的克劳斯硫磺装置比非常清洁，装置区域没有异味。e.整个生产过程中不消耗化学品，没有二次污染，不产生任何废物或废水。 f.回收大量的工艺热，为其它装置提供蒸汽。g.冷却水消耗少、电耗235、低。 h.布局简单，设备少，结构紧凑。i.操作经济，并且日常操作简单。整个装置 DCS 控制，仅有一个操作工和一个巡检 工就可以控制整个装置操作，可以和其它装置结合起来，不需要单独成立运行车间。g.操作弹性范围大，原料组成、进料等大幅度波动影响不会影响装置运行，尤其不 受原料中烃类组分影响。4.1.8.3 产品工艺方案的选择从来自低温甲醇洗装置含 H2S 的酸性气体可回收其中的硫，产品可根据工艺流程的 选择，可以选择为硫磺（S）或硫酸(H2SO4)。两种工艺都能满足环保要求，最终选择需 根据酸性气体中 H2S 浓度和建设地区产品市场情况而定。本工程建设地处寒冷的新疆地 区，硫酸产品存在市场销路236、是否通畅、运输及贮存等不确定因素，而固体硫磺产品容易贮存，因此本可研暂按采用超级超优克劳斯组合工艺处理高 H2S 含量的气体技术。 该技术先进、成熟可靠，产品硫磺品质优良，尾气进一步处理，SO2 的达到中国国家标准 GB16297-1996大气污染物综合排放标准后可以直接放空。4.1.9 空分技术与规模的选择4.1.9.1 概述空分装置为年产 40 亿立方米天然气项目的配套装置，主要任务是连续稳定地为气 化装置提供纯净无油的高压氧气，为低温甲醇洗装置的 CO2 汽提和全厂生产装置开车 时吹扫置换、触媒升温还原提供低压氮气，其压力为 0.45MPa(G)，纯度为 99.99%，氮 气用量 140237、000Nm3/h。同时提供甲醇洗装置开车时所用中压氮气。各工段用气量、用气 介质及使用方式如下表：介质纯度%温度压力MPaG用气量 Nm3/h使用 情况氧气(鲁奇)99.6%404.5MPa172592连续氧气(德士古)99.6%408.0MPa327638连续低压氮气250.45MPa140106连续250.45MPa3000间断中压氮气402.5 MPa1200连续402.5 MPa80000间断仪表空气常温0.7MPa13590连续工厂空气常温0.7MPa6244连续常温0.7MPa3000间断4.1.9.2 空分设备的选型及主要参数 针对上述对氧气和氮气的使用要求，空分装置需要对氧气、238、氮气增压方案作出选择： 氧气增压方案 内压缩流程和外压缩流程的共同点都是采用低压空气压缩、空气预冷、分子筛空气净化、深冷分离。不同点是内压缩流程采用液氧泵空气循环增压机获得高压氧气；外 压缩流程采用氧压机获得高压氧气。从能耗上看，采用内压缩流程和外压缩流程的实际功耗相近。因为尽管内压缩流程 使用了空气循环增压机来提供系统的部分制冷量，空气循环压缩机、液氧泵的功率比氧 压机略高，理论上要多消耗 3的压缩功；但是，氧压机实际运行往往偏离其设计工况。 两者实际的功耗是很接近的。从安全方面分析，尽管外压缩流程的使用也比较普遍，氧气压缩机的设计和制造水 平不断提高，但是统计数据表明，氧压机有多台次发生过239、燃烧事故，而内压缩流程从未 出现过类似事故。另外，由于内压缩流程使用了液氧泵，可及时抽走主冷凝蒸发器液氧 中的液态烃，使得空分装置的运行更加安全、可靠。从投资上看，两种流程相接近，内压缩流程稍低一些。此外，使用液氧泵的内压缩 流程比使用氧压机的外压缩流程操作、管理更为方便，维修工作量少，占地也少。两种 氧气增压方案的比较见下表。液氧泵和氧压机增压方案比较表序号项目液氧泵流程氧压机流程l相对能耗1.0312相对投资11.053维修费用低高4占地面积小大5安全性安全较安全因此，本项目推荐采用液氧泵内压缩流程。其优势如下：l 可靠性高 低温液体泵，采用进口名牌产品，一用一备，一台工作另一台低速运转作240、备用，若运行泵出现故障，则备用泵在 10 秒种内自动达到工作负荷。 高压板式换热器采用国外著名公司制造的进口产品。l 操作维护方便 高压液体泵操作方便，维修工作量极少。l 投资成本低，配置更合理 氧压机则需要有足够多的安全距离，占地面积大，且基建费用高。主空压机与空气增压机可以用一台汽轮机拖动。l 占地面积小 主空压机与增压机共用一台汽轮机拖动，布置紧凑，占地面积小。 氮气增压方案 内压缩空分流程分为空气循环（又称为双泵流程）和氮气循环（又称为单泵流程）。双泵流程是用高压空气来复热高压液氧或液氮产品（即空气循环），液氧、液氮产品用 泵加压到所需压力；单泵流程是用高压氮气来复热高压液氧（即氮气循241、环），用液氧泵 压缩液氧达到所需压力，用氮压机压缩氮气达到所需压力。单泵流程利用高压氮来使加压液氧汽化复热并回收其低温冷量，其缺点是：由于氮 气的冷凝温度比空气低，氮气的潜热比空气小，这就意味着为汽化同样数量的加压液氧， 需要压缩的氮气量要比空气量更多而且氮气的压力要高于空气的压力。由于被压缩的氮 气来自冷箱，在冷箱里的氮气管路有压力损失，因此循环氮压机的吸入压力要低于相应 的增压空气压缩机的吸入压力，这就意味着氮压机的压缩比要大于增压空气压缩机的压 缩比。因此，在同样规模的内压缩流程中，氮压机的尺寸要比增压空气压缩机的尺寸大， 耗功也要高一些。另外循环氮气主要是作为吸收和转移低温冷量的一种载242、体，而空气则 不仅完成了这种功能，还与精馏有机的结合起来，并能使精馏过程更加有效。基于以上的对比，本项目推荐空气循环的内压缩流程。装置的系列数 本装置为天然气装置工程的配套装置，由于采用鲁奇气化和德士古气化两种工艺，所以为方便操作，分别为两种工艺配套空分装置。有两种方案可以选择： 方案一：为 鲁 奇 气 化 工 艺 配 套 的 空 分 装 置 按 三 系 列 设 计 ， 三 系 列 总 制 氧 能 力 为 174000Nm3/h，单套制氧能力为 58000Nm3/h；为德士古气化工艺配套的空分装置按五系 列设计，五系列总制氧能力为 328000Nm3/h,单套制氧能力为 65600Nm3/h。243、方案二：为 鲁 奇 气 化 工 艺 配 套 的 空 分 装 置 按 两 系 列 设 计 ， 两 系 列 总 制 氧 能 力 为 172000Nm3/h，单套制氧能力为 86000Nm3/h；为德士古气化工艺配套的空分装置按四系 列设计，四系列总制氧能力为 332000Nm3/h,单套制氧能力为 83000Nm3/h。由于两种气化工艺对应的气化炉数量较多，为便于调节，空分装置选用多套较为合 适，且国内制氧能力为 80000Nm3/h 级的空分装置业绩很少，所以选用国内生产已成熟 的制氧能力为 60000Nm3/h 级的空分装置，即方案一。4.2 工艺装置工艺流程4.2.1 气化4.2.1.1 碎244、煤加压气化流程简述1. 工艺流程 本流程按单台气化炉进行叙述。碎煤加压气化装置由气化炉及加煤煤锁和排灰灰锁组成，煤锁和灰锁均直接与气化 炉相联接。装置运行时，煤经由自动操作的煤锁加入气化炉，入炉煤从煤斗通过溜槽由 液压系统控制充入煤锁中。煤斗的容量可供四小时用，它装有料位测量装置。装满煤之 后，对煤锁进行充压，从常压充至气化炉的操作压力。在向气化炉加完煤之后，煤锁再 卸压至常压，以便开始下一个加煤循环过程。这一过程实施既可用自动控制，也可使用 手动操作。用来自变换冷却装置的粗煤气和来自气化炉粗煤气使煤锁分两步充压；煤锁卸压的 煤气收集于煤锁气气柜，并由煤锁气鼓风机送往燃料气管网。减压后，留在煤245、锁中的少 部分煤气，用喷射器抽出。经煤尘旋风分离器除去煤尘后排入大气。气化剂蒸汽、氧气，经安装在气化炉下部的旋转炉蓖喷入，在燃烧区燃烧一部 分煤，为吸热的气化反应提供所需的热。在气化炉的上段，刚加进来的煤向下移动，与 向上流动的气流逆流接触。在此过程中，煤经过干燥、干馏和气化后，只有灰残留下来， 灰由气化炉中经旋转炉蓖排入灰锁，再经灰斗排至水力排渣系统。灰锁也进行充压、卸 压的循环。灰锁拥有可编程控电子程序器，也可手动操作。充压用过热蒸汽来完成。为了进行泄压，灰锁接有一个灰锁膨胀冷凝器，其中充有来自循环冷却水系统的水。 逸出的蒸汽在水中冷凝并排至排灰系统。气化所需蒸汽的一部分在气化炉的夹套内产246、生，从而减少了中压蒸汽的需求。为此 向气化炉夹套中加入中压锅炉给水，气化炉中产生的蒸汽 经汽液分离器送往气化剂 系统，蒸汽氧气在此按比例混合好喷射入气化炉。离开气化炉的粗煤气以 CO、H2、CH4、H2O 和 CO2 为主要组分。还有 CnHm、N2、 硫化物(H2S)、焦油、油、石脑油、酚和氨等众多气体杂质。气化炉为带夹套的 4000 型，每台气化炉有一台煤锁、一台灰锁、一台洗涤器和 一台废热锅炉与之配套。煤锁和灰锁装卸料的频率取决于产气量。离开气化炉的煤气首 先进入洗涤冷却器，在此，煤气用循环煤气水加以洗涤并使其饱和。洗涤冷却器的用途 首先是将煤气温度降至 200左右，其次是除去可能夹带的247、大部分颗粒物。饱和并冷却后的煤气进入废热锅炉，通过生产 0.5MPa(表压)低压蒸汽来回收一部分 煤气中蒸汽的冷凝热。在废热锅炉下部收集到的冷凝液的一部分，用洗涤冷却器循环泵 送出。多余的煤气水送往煤气水分离装置。离开气化工段的粗煤气在压力 3.9Mpa(g)、 温度 180饱和状况下，通过粗煤气总管进入煤气变换冷却工段。煤锁气回收系统供所有气化炉系列所用。来自气化炉的煤锁气送到文氏管洗涤器， 在此与由煤锁气分离器来的洗涤水接触，洗涤水由煤锁气洗涤泵进行循环。煤锁气柜用 于平衡，收集不稳定的煤锁气，这些煤锁气收集后经压缩送往主系统。分离后一部分煤 气水排往煤气水分离装置，所需的补充水为来自煤气248、水分离装置的喷射煤气水。在开停车和事故操作期间，来自碎煤加压气化的煤气进入火炬系统。这些粗煤气含 有杂质和冷凝液（煤气水），首先在开车煤气洗涤器用来自开车煤气分离器的煤气水， 靠开车煤气洗涤水泵循环洗涤。开车煤气洗涤器和开车煤气分离器所用的低压喷射煤气 水均来自煤气水分离工段，过量的煤气水将用泵送回煤气水分离工段。通过火炬气液分 离器的火炬气将通过火炬筒，在火炬头部用导燃器点火燃烧，火炬采用分子封作为火焰 挡板，并连续不断地向火炬筒注入氮气，供吹扫用。2.气化过程的控制和紧急停车系统 在整个控制设计中，变换前粗煤气总管处的压力记录控制器（PRC）乃是生产过程的总控制器。它输出的信号经分配继电器249、和最大、最小闭锁装置传到安在供气管线（去 每台气化炉）上的流量比例调节器。在煤气产量波动或者在后续装置临时停车时，粗煤 气总管中的压力总是保持在恒定压力水平上。下列装置将链接于紧急停车系统和关断每 台气化炉蒸汽、氧气的供应：氧气总管压力过低蒸汽总管压力过低煤锁温度过高灰锁温度过高气化剂温度过低粗煤气温度过高夹套蒸汽压力过高气化炉夹套压差过高，（只关闭氧气）手动按钮4.2.1.2 水煤浆气化流程简述 水煤浆制备由原煤贮运系统来的小于 6mm 的原料煤进入磨机前贮仓，经称量带式给料机，并 计量给料量将煤送入煤磨机，与一定量的水混合磨成一定量的水煤浆，煤浆出磨机前由 煤磨机出口处配带的滚筒筛，将煤浆250、中 8 目以上大粒煤筛除后，煤浆进入煤磨机出料槽， 经低压煤浆泵送至煤浆振动筛再次筛除大颗粒及杂物等，合格的煤浆流至煤浆槽，再经 高压煤浆给料泵送至气化炉。为改善煤浆的成浆性，通过添加剂槽及添加泵将适量的添加剂加入煤磨机中，以改 善煤粒表面性能，使煤粒在水中均匀分散，从而提高煤种的成浆性能。 气化 煤浆槽中的煤浆由高压煤浆泵送入气化炉顶部一个三通道工艺烧嘴的环隙通道，空分装置来的氧气以一定的压力和温度经氧气流量调节阀、氧气切断阀后，通过工艺烧嘴 的外环通道进入气化炉。煤浆由煤浆加压泵加压后连同空分送入的氧气通过烧咀进入气化炉，在气化炉中煤 浆与氧发生如下主要反应：CmHnSr+m/2O2=mC251、O2+(n/2-r) H2+rH2S CO2+C=2COCO+H2O=CO2+H2气化反应在气化炉反应段瞬间完成，生成 CO、H2、CO2 及少量 CH4、H2S 等气体， 离开气化炉反应段的热气体和熔渣进入激冷室，被水淬冷后温度降低并被水饱和后出气 化炉，气体经文丘里洗涤器、洗涤塔洗涤除尘冷却后送至变换冷却装置。气化炉分上下两部分，上部为气化室，下部为激冷室。在燃烧气化室内反应生产的 粗合成气以及在高温下熔融的煤中的灰渣通过下降管进入激冷室。在激冷室上部有激冷 环，下部充满水，合成气在水中激冷，同时大部分熔渣及残碳以灰渣形式从合成气中除 去。根据灰渣粒度大小以两种形式排出：粗渣从锁斗排放，细252、渣则随着黑水一起送到闪 蒸系统。粗渣和水的混合物通过循环水流的循环作用，经锁斗安全阀、锁斗进口阀进入 锁斗。锁斗程序启动后，当排渣时间到时，锁斗进口阀关闭，锁斗减压阀打开，锁斗开 始减压。减压后打开锁斗出口阀，锁斗内的渣和水靠重力的作用自流到渣池，由捞渣机 捞出后装车外运，气化炉及洗涤塔等处排出的洗涤水（黑水）送往灰水处理。气化炉工艺烧嘴的头部有冷却水夹套，夹套上部为冷却水盘管，烧嘴冷却水经水夹 套和盘管受热后经过烧嘴冷却水气液分离器回到烧嘴冷却水槽，用烧嘴冷却水泵加压后 送入烧嘴冷却水冷却器。在冷却器中冷却后送入烧嘴冷却水系统。 闪蒸及灰水处理 灰水处理将气化来的黑水进行渣水分离，处理后的水253、循环使用。从气化炉和洗涤塔排出的高温黑水经高压、低压、两级真空闪蒸被浓缩后进入沉淀池，水中加入絮凝剂。 使其加速沉淀，沉淀池底部的细渣浆经泵抽出送往压滤机给料槽，经由压滤机给料泵加 压后送至压滤机脱水，渣饼由汽车拉走集中处理。闪蒸出的气体经冷凝后送至洗涤塔给料槽，沉淀池上部清水送至灰水槽，由灰水泵 大部分送至洗涤塔给料槽，为控制水循环系统中的氯离子及盐含量适量废水送往废水处 理。4.2.1.3 气化炉设备选型及台数的确定l碎煤加压气化 本项目固态排渣碎煤加压气化粗煤气气量为1288000Nm3/h，根据煤质分析及现有生产厂运行情况，碎煤加压气化炉单台产粗煤气气量按46000Nm3/h 考虑。因254、此设碎煤加 压气化炉32台（28开4备）。l水煤浆气化本项目水煤浆气化合成气气量为 1015872Nm3/h，根据煤质分析及现有生产厂运行 情况，气化炉单台产合成气气量按 169312Nm3/h 考虑。因此设水煤浆气化炉 8 台（6 开 2 备）。4.2.2 粗煤气变换、冷却粗煤气变换装置的任务是将粗煤气中的 CO 变换为 H2，以满足合成气对甲烷合成 要求 H2/CO=3.2，同时回收变换反应热，最后将煤气冷却至 40送入低温甲醇洗装置。鲁奇气化出气化炉粗煤气中 H2/CO=2.2，德士古气化粗煤气中 H2/CO=0.78。因此需 通过变换装置在催化剂作用下，粗煤气中的水蒸气与 CO 反应生255、成氢和二氧化碳：CO+H2O=H2+CO2Q根据所选用的两种气化技术的特点分别配置变换流程，详见流程说明。4.2.2.1 流程简述l 鲁奇气化变换、冷却由气化来的 3.9MPa(a)，180粗煤气首先进入洗涤分离塔，洗涤除去粗煤气中的大 部分尘、油等；而后进入气气换热器与变换炉出来的变换气换热温度升至 240。升温 后的粗煤气进入煤气过滤器，在煤气过滤器中除去粗煤气中的氧气，同时吸附除去在气 气换热器中粗煤气形成的有机烃类。经过净化后的粗煤气约 45%进入变换炉进行变换反 应，变换反应是强放热反应，出口温度升至 350。高温的变换气在气气换热器中与粗 煤气换热后温度降至 210，而后与另一股粗256、煤气混合，进入低压余热回收器，副产低 压蒸汽回收热量。最后的变换气依次进入锅炉给水预热器、脱盐水预热器回收热量，温 度降至 90，最后进入终冷器冷却到 40送出变换及冷却工段。变换气在降温过程中冷凝下来的工艺冷凝液送煤气水分离装置。 变换系统的催化剂升温还原设有专用升温还原系统，用氮气为载热体升温还原。l 德士古气化变换、冷却由气化来的 6.25MPa(a)，242粗煤气首先进入分离器，分离除去粗煤气在输送过 程中所产生的冷凝液。而后进入气气换热器与变换炉出来的变换气换热，温度升至 275。升温后的粗煤气约 70%进入变换炉进行变换反应，变换反应是强放热反应，出 口温度升至 420。高温的变换257、气首先在气气换热器中与变换炉入口的粗煤气换热，温 度降至 370后与另一股粗煤气混合，进入中压余热回收器副产 2.5MPa（g）的饱和蒸汽，变换气温度降至 245。之后的变换气进入低压余热回收器副产 0.5MPa（g）的饱 和蒸汽，变换气温度降至 180。再后变换气依次进入锅炉给水预热器、脱盐水预热器 回收热量，温度降至 90，最后进入终冷器冷却到 40送出变换及冷却工段。变换气在降温过程中冷凝下来的工艺冷凝液送气化装置制浆使用。4.2.3 低温甲醇洗4.2.3.1 鲁奇气化对应变换流程简述（1）煤气洗涤 来自煤气冷却工段的粗煤气进入低温甲醇洗装置后，在一系列热交换器中粗煤气分别与净化气、CO258、2 闪蒸气等换热得到冷却。在冷却过程中在煤气管道需要喷入少量甲醇 以防止冷却到冰点后水气结冰堵塞管道。之后粗煤气进入 H2S 吸收塔底部的预洗段。在 这里用少量的无硫甲醇富液进行洗涤以除去粗煤气中的高分子烃类(石脑油)和其它诸 如有机硫、HCN 和 NH3 等微量组分。预洗甲醇富液离开 H2S 吸收塔，被送到预洗甲醇再生系统处理。预洗后的粗煤气进 入 H2S 吸收塔的脱硫段，在该段内，用来自 CO2 吸收塔底的无硫甲醇富液喷淋洗涤， 脱除粗煤气中的 H2S 和 COS 等硫化物。脱硫后的煤气由 H2S 吸收塔顶部出来后进入 CO2 吸收塔底部。在 CO2 吸收塔内分两段洗涤，下段为主洗段用来自259、 CO2 闪蒸塔的甲醇半贫液和上 段来的甲醇液汇合洗涤煤气，在此煤气中的大部分 CO2 被吸收。由于 CO2 吸收过程放 热使系统温度升高到一定程度后吸收将不再进行，因此在中间适当塔盘需将甲醇溶液抽 出经甲醇循环泵和甲醇循环冷却器移走部分 CO2 的溶解热后，返回到吸收塔作为 CO2 吸收塔下段的吸收液。在 CO2 吸收塔的上段为精洗段，用来自热再生塔的低温精甲醇进一步除去残余的 CO2 和微量的 H2S 和 COS 等硫化物，使煤气中 CO21.5%、总硫0.1 ppm 送入甲烷合 成装置。来自 CO2 吸收塔底部的部分甲醇富液用 H2S 吸收塔给料泵经甲醇深冷器冷却后送 到 H2S 吸收塔260、顶部作为脱硫液。其余的甲醇富液到 CO2 闪蒸塔闪蒸再生。（2）主洗涤液再生来自 CO2 吸收塔的无硫甲醇富液进入 CO2 闪蒸塔的 I 段进行闪蒸，I 段闪蒸气中除CO2 气外，还有部分有效组份如：CH4、CO、H2 等，这股气用来自闪蒸塔 III 段的甲醇半贫液脱除部分 CO2 后的气体经换热器复热后去煤锁气气柜。I 段甲醇闪蒸液经过甲醇后冷却器冷却后，依次进入 II、III 段，闪蒸压力逐渐降低， 以解析出大部分溶解的 CO2，为了进一步降低甲醇半贫液中的 CO2 含量，采用了氮气提 工艺。CO2 闪蒸塔的 II 段闪蒸气为排放气，III 段闪蒸气为产品气体，闪蒸气在一系列 换热器中回收261、冷量后送往尾气甲醇洗涤塔，用脱盐水洗涤回收其中夹带甲醇且满足环保 排放要求后排放，一部分产品气经过压缩后作为气化剂送碎煤加压气化。经过 CO2 闪蒸塔 I、II、III 段闪蒸再生的甲醇半贫液用气提段泵增压后，分为四股 分别送往 CO2 吸收塔中段、H2S 闪蒸塔第 I 闪蒸段、再吸收段以及 CO2 闪蒸塔第 I 闪蒸 段。（3）含硫甲醇富液再生及硫化氢浓缩来自 H2S 吸收塔的含硫甲醇富液。首先进入 H2S 闪蒸塔的 I 段进行闪蒸。同样，该 段闪蒸气中除 CO2 气外；还有部分有效组份如 CH4、CO、H2 等。用来自 CO2 闪蒸塔的 III 段的甲醇半贫液再吸收部分 CO2 后与 CO262、2 闪蒸塔的 I 段闪蒸气合并。在换热器中复 热后作为燃料气送出界区到硫回收工号。之后甲醇溶液再进入 II 段闪蒸段解析 CO2 气， II 段含硫甲醇液进入 H2S 闪蒸塔的再吸收段，在这里，用来自氮气冷却器的冷的氮气气 提出 CO2 气，气提出的气体与来自 CO2 闪蒸塔 III 段的部分甲醇半贫液逆流接触，以再 吸收气体中的 H2S 和 COS，之后气体离开 H2S 闪蒸塔经换热器回收冷量后送往尾气甲 醇洗涤塔。来自 H2S 闪蒸塔再吸收段底部的富含 H2S 甲醇液通过热闪蒸给料泵增压，在富 贫甲醇换热器中加热后，进入热再生塔顶部的热闪蒸段进行闪蒸，含有大量 CO2 和甲 醇的热闪蒸气经263、过一系列换热冷却后，进入 H2S 闪蒸塔的再吸收段。换热器中的甲醇冷 凝液排放到热再生塔回流槽。热闪蒸段的甲醇液进入热再生塔的热再生段，通过甲醇蒸气进行气提而完全再生。 甲醇蒸气在热再生塔再沸器中由低压蒸气加热产生。来自热再生段顶部的 H2S、CO2、甲醇蒸汽的混合物通过一系列冷却器将甲醇冷凝 下来。液体进入回流槽，H2S 富气最后在换热器中复热后送出界区到硫回收装置。各段冷凝的甲醇液收集在热再生塔回流槽后，用热再生塔回流泵将之返回到热再生 塔作回流液。在热再生塔釜的完全再生的甲醇用贫甲醇泵增压，经富贫甲醇换热器冷 却后，送到 CO2 吸收塔顶作为精洗甲醇液。（4）预洗甲醇的再生来自 H2S 264、吸收塔预洗段的甲醇液中含有 CO2、H2S、石脑油等化合物，其在预洗甲 醇加热器中被加热，然后送至预洗闪蒸塔进行闪蒸，闪蒸气返回到 H2S 闪蒸塔再吸收段。离开预洗闪蒸塔的甲醇-石脑油混合物进入萃取器的给料缓冲室，同时，在这一缓 冲室中加入一定量的水(该水来自预洗闪蒸塔上塔)，以将甲醇从石脑油中萃取出来。另 外还有一股来自共沸塔顶的物流也加到萃取器的缓冲室中。甲醇、水、石脑油混合物由萃取器泵从给料缓冲室送往萃取器的萃取室。在此混合 物分为两层。上层为石脑油、下层为甲醇-水混合物，石脑油溢流进入石脑油室用泵送 出界区。从萃取器萃取室出来的甲醇水混合物、仍含有一些石脑油、HCN、CO2、COS 和265、有 机硫等物质，用共沸塔给料泵将其经共沸塔给料加热器送入共沸塔进行石脑油等物的汽 提。共沸塔的塔顶产物为甲醇、水、石脑油的混合物并含有 HCN、CO2 和有机硫。该 产物被设在塔顶的共沸塔冷凝器冷凝，冷凝液一部分送往萃取器的给料缓冲室，一部分 靠重力返回到塔内作回流液。不凝气送往预洗闪蒸塔的上段，经水洗回收甲醇后送往硫 回收装置。来自共沸塔底部的甲醇-水混合物用甲醇水塔给料泵送往甲醇水塔的中部，在该塔 内甲醇和水通过蒸馏得到分离，所需热量由甲醇水塔再沸器供给，热源为低压蒸汽。甲 醇水塔的塔底产物废水在共沸塔给料加热器中冷却后排往废水处理装置。为了防止甲醇水系统由于氰氢酸等酸性物质累积引起的管道266、腐蚀，需向再沸器的甲 醇水给料管中喷入 NaOH 溶液，以调节 PH 值。（5）尾气洗涤为将装置的甲醇损失降至最低，来自 CO2 闪蒸塔的闪蒸气和 H2S 闪蒸塔再吸收段 的释放气合并后一起送往尾气甲醇洗涤塔。在这里气体与水逆流接触，洗涤气体中所含 的残余甲醇，洗涤用水为化学软水。然后这股洗涤水通过萃取水泵送往预洗闪蒸塔上段， 最后进入萃取器作为萃取甲醇用水，洗涤后的气体高点排放到大气中。为了防止甲醇水塔再沸器的管道腐蚀，需向再沸器的甲醇水给料管中喷入 NaOH溶液，由 NaOH 泵喷入。4.2.3.2 水煤浆气化对应变换流程简述（1）变换气冷却来自变换工段 5.9MPa(G) 、40的变换气267、，经喷入少量甲醇后进入 E1601 换热， 在 E1601 中被来自 E1628 的较低温度的 CO2、来自 E1619 较低温度的合成气、来自 E1625较低温度的尾气冷却至-15.8，然后进入 V1601 分离掉水分后进入 T1601 脱硫段，被 复热至 30的 CO2 进入 CO2 水洗涤塔；在 E1601 被复热的合成气至甲烷合成装置， 被复热至 30的尾气进入尾气水洗涤塔。（2）H2S 和 COS/CO2 吸收系统T1601 塔分为四段，最下段为脱硫段，脱硫段以上三段为脱碳段。经冷却、分离 掉水分的变换气进入 T1601 塔的脱硫段，在脱硫段被富含 CO2 的甲醇液吸收气体的 H2S268、 和 COS，同时有部分 CO2 气体在脱硫段被富液吸收，变换气及部分变换气中硫化物脱 至约 1ppm 后进入脱碳段。来自 E1608 的-57.4贫甲醇进入 T1601 塔顶部，在塔内与自下而上的气体接触传 质，吸收气体中的 CO2，同时控制出 T1601 净化气指标。贫甲醇吸收 CO2 温度升高， 为了保证溶液对 CO2 的吸收能力，将富液从上部脱碳段、中部脱碳段引出，与液氨及 循环甲醇在 E1605 和 E1606 换热降温后，再进入下段脱碳段继续脱碳。出下部脱碳段的富甲醇一部分进入脱硫段，吸收进料气中的 H2S、COS，同时还 吸收一部分 CO2，出 T1601 塔底部的含硫富甲醇再经269、 E1628、E1607、E1603 冷却后， 去 V1602 闪蒸。出 T1601 下部脱碳段的另一股富甲醇经 E1619 冷却后合并，经 E1607、 E1604 降温后去 V1603 闪蒸。（3）闪蒸、CO2 解吸和 H2S 浓缩系统无硫富甲醇在 V1603 闪蒸出溶解的 H2、CO 及少量 CO2 等气体，闪蒸压力 1.6MPa(G);含硫甲醇富甲醇在闪蒸罐 V1602 中闪蒸出溶解的 H2、CO 及少量 CO2、H2S 等气体，闪蒸压力 1.6MPa(G)；V1603 的闪蒸气进入 V1602，V1602 的气相经循还气压 缩机压缩，再经 E1602 冷却后，去低温甲醇洗入口。经 V270、1602 出来的含硫甲醇减压后 送入 T1602 塔中段和 T1603 塔上段，闪蒸出溶解的 CO2，同时溶解的 H2S 也部分的闪 蒸出来。从 V1603 出来的无硫富甲醇液进入 T1602 塔顶部，闪蒸出溶解的 CO2 气，液 相分为两部分，一部分回到 T1602，洗涤含硫 CO2 气体，一部分送入 T1603 塔顶，洗 涤含硫尾气。T1602 塔顶的 CO2 气，先经 E1628 与含硫甲醇富液换热，再在 E1601 回 收冷量，然后送至 T1607。从 T1602 塔中段出来的富液送入 T1603 塔上段下部，进一步闪蒸出部分溶解的 CO2，同时溶解的 H2S 也部分闪蒸出来，T160271、3 塔顶用从 T1602 塔出来的无硫甲醇液 洗涤，吸收气体中的硫化物，塔顶得到硫含量达到排放标准的尾气。此尾气大部分经 E1625、E1601 回收冷量后送至 T1606 塔，少部分经 E1629 回收冷量后送 T1606 塔。（4）热再生从 E1610 来的含硫甲醇，温度为 85.72，进入热再生塔 T1604 的第 26 块塔板， 富甲醇被下塔底来的甲醇蒸汽和来自甲醇/水分离塔的甲醇蒸汽加热呈沸腾状态，此时， 所溶解的 H2S、COS、CO2 全部解吸出来。甲醇再生塔再沸器 E1611 产生的甲醇蒸汽 和来自甲醇/水分离塔的甲醇蒸汽除加热富甲醇外，还提供 H2S、COS、CO2 自甲醇中272、 解吸所需要的热量。出 T1604 顶部含 H2S、COS、CO2 和甲醇的气体，经甲醇冷凝冷却器降温，进入 热再生塔回流罐 V1606，在 V1606 中进行气、液分离，分离出的凝液经 P1606 送到 T1604 塔顶，作为回流液。气体与冷 H2S 馏分在 H2S 馏份换热器 E1614 换热，再经 H2S 馏份 氨冷器 E1613 冷却，进入 H2S 气体分离罐 V1605，进行气液分离，液相送至气提塔 T1603 底部，气相经 E1614 回收冷量后，离开本工段去硫回收制得固体硫磺。但在开车阶段， 操作不正常，或进料气中硫含量低时，为确保硫回收的酸性气中 H2S 满足要求，将一 部分酸273、性气送到 T1603 气提塔下部，剩余部分酸性气经 E1614 回收冷量，去硫回收工 序。T1604 塔釜液即贫甲醇，分为两股，一股经 E1610 冷却后送到贫甲醇槽 V1609， 贫甲醇经贫甲醇泵 P1604 加压后，再经贫甲醇水冷器 E1618 冷却后少量贫甲醇喷入进 料气中，绝大部分贫甲醇经 E1609、E1625、E1608 降温后送到 T1601 塔顶，T1604 塔 釜的另一股贫甲醇经 P1605 加压，再经 S1601 过滤后，分为两股，一股与去 E1610 的 贫甲醇汇合，另一股经 E1615 换热后进入甲醇/水分离塔。（5）甲醇/水分离来自 T1604 塔釜并作为甲醇/水分离274、塔 T1605 回流液的含水甲醇和来自 V1611 的含 水甲醇以及 T1606 和 T1607 塔釜来的含醇水在 T1605 中，由 T1605 再沸器 E1620 提供 热源，甲醇和水经精馏分离，T1605 塔顶甲醇蒸汽进入 T1604，T1605 塔釜的水经 E1617 中预热 T1606 和 T1607 塔釜液后，送出低温甲醇洗界区。（6）尾气和 CO2 洗涤为保证尾气中的甲醇不超标，来自 E1601 和 E1629 的尾气进入 T1606 尾气水洗塔， 与自上而下的脱盐水接触传质，出洗涤塔的甲醇含量190mg/Nm3 的尾气去高点放空。T1607 塔釜的含甲醇水经 E1617 加热后275、，进入甲醇水分离塔，回收其中少量的甲醇。4.2.4 制冷4.2.4.1 概述由于本工程碎煤加压气化工艺和水煤浆气化工艺中低温甲醇洗装置各设置了4 套，为使装置运行平衡，操作灵活，而且考虑到当前国内冰机的制造能力等情况，本 工程设置8套冰机系统，与低温甲醇洗一一对应。每套冰机提供冷量见下表：序 号名称规格使用 情况单 位单套消耗量总消耗量冷冻站 I碎煤加压气化配套 冷冻站T=0连续kcal/h2.01068.0106T=-40连续kcal/h12.010648.0106冷冻站 II水煤浆气化配套冷 冻站T=-40连续kcal/h7.510630.01064.2.4.2 工艺流程简述由低温甲醇洗工276、号来的气氨温度为-40,压力 0.056MPa（A），经氨压机压缩后， 出口压力为 0.30 MPa（A），被冷却后进入吸收器,被由溶液热交换器来的稀氨水溶液吸 收成为浓溶液。在溶液热交换器中，精馏塔底部来的稀氨水溶液与来自吸收器的浓溶液 换热，浓溶液被加热到 116进入精馏塔，精馏出的氨气经氨冷凝器冷凝到-40进入 液氨槽，最后在过冷却器中，来自液氨槽的液氨被冷却到 5送出本装置，去低温甲醇 洗装置。4.2.5 甲烷合成4.2.5.1 概述本项目造气采用两种气化方式，经过净化处理后，合成气的组成和压力不尽相同。 根据气体组成和各自的气量，整个项目共配套三套甲烷合成装置。碎煤加压气化两条线 分277、各自别配置一套甲烷合成装置，水煤浆气化两条线共配置一套甲烷合成装置。三套甲 烷化采用同样的流程，由于水煤浆气化的气体组成中 CH4 含量很小，该甲烷合成装置 在合成催化剂用量上会和碎煤加压气化配套的甲烷合成装置略有区别。4.2.5.2 流程简述 工艺流程主体上可分为甲烷化反应和反应热的回收两部分。来自界外的合成气依次经过第 1 脱硫槽（D620101）和第 2 脱硫槽（D620102）脱 除合成气中的无机硫和有机硫，净化后的合成气经加热到 255进入第 1 甲烷化反应器（D620201A），合成气中的部分反应组分生成甲烷。该反应为放热反应，反应产生的高温工艺气体进入余热回收器 I（B62020278、1）和余 热回收器 II（B620202）通过副产蒸汽来回收反应热量。出余热回收器 I（B620201）降 温后的工艺气体一部分和脱硫后的合成气混合进入第 1 甲烷化反应器（D620201B），其 余的经过低压蒸汽发生器（B620209）回收热量，并经循环压缩机（J620201）压缩后去 和进入反应器（D620201A）的合成气混合，降低反应物浓度以控制甲烷化反应器内的 温度。出余热回收器 II（B620202）的工艺气体进入第 2 甲烷化反应器（D620202）进 一步进行甲烷化反应，经过 2#高压蒸汽过热器（C620203A/B/C）降温后，进入第 3 甲 烷化反应器（D620203）进一279、步进行甲烷化反应，出口气体经过一系列换热器冷却降温 并经分离冷凝液后进入第 4 甲烷化反应器（D620204）进行末级甲烷化反应，出口气体 中的 CH4 含量可达到 97.93%，经过末级水冷却器（C620213）冷却后，并分离出工艺 凝液后，合格的天然气产品从第 2 工艺冷凝分离器（F620203）顶部送出界区。来自界外的高压锅炉水依次经过第 2 锅炉水预热器（C620207A/B）和第 1 锅炉水 预热器（C620205）加热至 224进入汽液分离器（F620204），锅炉水通过余热回收器 I（B620201）及余热回收器 II（B620202）回收第 1 甲烷化反应器（D620201A/280、B）产生 的热量在汽液分离器（F620204）产生 270饱和蒸汽。饱和蒸汽通过第 1 高压蒸汽过 热器（C620204）回收第 3 甲烷化反应器（D620203）产生的热量使得饱和蒸汽过热到319，再经过第 2 高压蒸汽过热器（C620203A/B/C）回收第 2 甲烷化反应器（D620202） 产生的热量使得饱和蒸汽过热到 460，最后进入过热高压蒸汽管网，一小部分用于甲 烷化反应，大部分作为副产过热蒸汽送出界外。来自界外的低压锅炉水经过低压蒸汽发生器（ B620209 ） 回收余热回收器 I（B620201）出口工艺气体的余热来产生 0.5MPa.g 低压饱和蒸汽，送出界外。4.2.6 281、合成天然气压缩与干燥4.2.6.1 概述每套甲烷合成装置单独配置压缩与干燥装置。4.2.6.2 工艺流程甲烷气 40进蒸汽透平驱动的离心式压缩机，升压至 10.1 MPa（a）、40经水分 离，分离出水后进入三甘醇脱水装置。三甘醇 TEG 脱水工艺主要由甘醇吸收和再生两部分组成。含水天然气进入吸收塔， 在吸收塔内原料气自下而上流经各塔板，与自塔顶向下流的贫甘醇液逆流接触吸收天然气中的水汽。经脱水后的天然气从塔顶流出。吸收了水分的富甘醇自塔底流出，再通过 冷凝器盘管进入闪蒸罐闪蒸，闪蒸气作为燃料气至硫回收。然后甘醇流入甘醇热交换器， 进入脱水单元中的再生器部分（蒸馏塔）。通过加热将甘醇吸收的水分282、在常压下脱除。 再生的甘醇，经过甘醇热交换器冷却后，用甘醇泵送至吸收塔循环使用。脱水达到出站的水露点要求后，进入超声波计量装置，计量后外送输气管站。4.2.7 煤气水分离4.2.7.1 概述本装置处理煤气水能力为 1577.5t/h，按 2 个系列考虑，每系列设置 4 套处理能力为 200t/h。生产方法是利用减压膨胀原理，将溶解在煤气水中的气体分离出来，并且利用 无压重力沉降分离原理，根据不同组分的密度差，将煤气水中各组分分离。获得焦油和 中油产品。流程设计合理，分离效率高，根据国内外多年的生产经验，出工段水的油及固体物 可低到 10mgL。为防止或减少乳化现象的发生，采用含油煤气水与含尘、283、焦油煤气 水分二股进入二个结构不同的膨胀器，减压膨胀后进入油分离器和初焦油分离器，从而 达到最佳分离效果，设置了双介质过滤器使得送酚氨回收装置的煤气水不含尘。4.2.7.2 流程简述 从煤气冷却工段来的含油煤气水经冷却器后进入含油煤气水膨胀槽，在此压力减至接近大气压，释放出蒸汽和所溶解的气体。 膨胀后的煤气水流入油分离器，油浮到上层，通过一溢流堰溢流到油槽，回收到的油，用油泵送罐区。 加压气化来的高温含尘煤气水和从煤气变换工段来的含焦油、尘的煤气水一起混合送往两级含尘煤气水冷却器，在此煤气水通过与高压喷射煤气水和冷却水换热而冷却， 同时回收热量预热了高压喷射煤气水。冷却后的煤气水进入含尘煤气水284、膨胀器中，膨胀 至接近常压，然后进入初焦油分离器。膨胀期间，蒸汽和溶解气的混合物释放出来并与 来自含油煤气水膨胀槽的膨胀气一起到膨胀气冷却器。含尘煤气水送往初焦油分离器，在此煤气水中所含尘和焦油沉降在分离器下部的锥 形体部分，焦油从上部分离出来，流往纯焦油槽，回收到的焦油用焦油泵送到罐区。尘-焦油-水混合物由初焦油分离器底部排出，进入均化器粉碎。含尘焦油通过尘焦 油循环泵经循环回路喷射到气化炉。或者利用引进自德国的三相卧螺离心分离技术处理含尘焦油，实现水、杂环烃、焦油渣的彻底分离，杂环烃作为副产品出售，同时将脱烃 脱水后的焦油渣送锅炉代煤燃烧，做到“吃干榨尽”。为了防止乳化现象的产生，最终油分285、离器的操作温度视操作情况而定，故本流程设 置了不同操作温度的流程。来自初焦油分离器的煤气水与来自油分离器的煤气水一起， 靠重力一部分流入最终油分离器，另一部分流入缓冲槽，或者是上述煤气水靠重力先流 入缓冲槽，然后用泵将煤气水送入煤气水冷却器，冷却到合适的温度再进入最终油分离 器，最终油分离器的煤气水靠重力流入缓冲槽，缓冲槽一部分煤气水用煤气水喷射泵经 含尘煤气水冷却器送气化和煤气变换装置。另一部分用煤气水输送泵送入双介质过滤 器，过滤后的煤气水用产品煤气水泵送往酚回收装置。来自含油煤气水膨胀槽和含尘煤气水膨胀器的膨胀气，通入膨胀气冷却器。在膨胀 气冷却器中，气体被冷却到 3540。冷却后的膨胀286、气通过膨胀气气/液分离器后用膨 胀气鼓风机送硫回收进一步处理。焦油污水槽用来收集处理过程中排出或溢流出的物料，槽内用蒸汽加热，并配有焦 油污水泵，用来将焦油污水返回含尘煤气水膨胀器。4.2.8 酚氨回收4.2.8.1 概述酚氨回收装置采用甲基异丁基酮脱酚工艺，装置总能力为 826.6t/h，按 2 系列考虑， 每系列设置四套处理能力为 105m3/h 的装置。本装置排出的废水送生化处理装置进一步 处理，废气送硫回收装置，废气中主要成分是 CO2，H2S 及其水蒸汽。4.2.8.2 工艺流程l酚回收（1） 脱酸脱氨 从煤气水分离装置来的煤气水首先分两股进入脱酸塔，一股物料经三级换热作为脱酸塔热进287、料，另一股物料为冷进料作为脱酸塔塔顶回流。经脱酸塔塔底再沸器，用 0.5MPa(g)蒸汽间接加热，将其中的 CO2 和 H2S 等酸性气体从塔顶气提出来，经酸性气 冷凝器，然后进入酸性气冷凝液槽分离出的液体送煤气水分离装置，酸性气送锅炉或硫 回收装置。从脱酸塔侧提采出氨水汽经三级分凝冷却后，得到高纯度的氨气进入氨气吸收器用 软水吸收制成含量大于 10%（wt）的氨水，用氨水泵送到锅炉烟气脱硫装置；三级分凝得到的稀氨水送回煤气水分离的大罐中，脱酸塔釜酚水去萃取塔进行脱酚处理。（2） 萃取 采用甲基异丁基酮作萃取剂，萃取塔采用填料塔。脱酸塔釜酚水经由脱酸塔釜泵，通过酚水一级、二级换热器，酚水换热器288、及酚水冷却器冷却至 45左右，送至萃取塔 上部。在萃取塔内，酚水与萃取剂通过逆流操作，按照液-液萃取原理把绝大部分的酚 萃取出来。萃取相由萃取塔上部进入萃取物循环槽，萃取水相由萃取塔釜泵送至水塔进 行溶剂脱出。（3）溶剂脱除 萃取脱酚后的废水既有溶解溶剂同时也夹带溶剂。萃取塔底部的稀酚水用泵经换热器送到水塔上部进行溶剂脱除。水塔采用再沸器用 0.5MPa(g)蒸汽间接加热，将溶解在 稀酚水中的溶剂汽提出来，水塔顶得到的溶剂和水的混合蒸汽经水塔塔顶冷却器冷凝至 50后，自流进入油水分离槽进行油水分离，上层溶剂相溢流进入溶剂循环槽中；下层 水相回流至水塔中进行汽提。（4）溶剂回收 酚塔的主要作用是289、对萃取物进行蒸馏回收溶剂，并得到产品粗酚。萃取相从萃取塔顶部进入萃取物槽，然后用酚塔进料泵经换热器送入酚塔中部。酚塔塔底采用再沸器， 用 2.5 MPa(g)蒸汽间接加热，其中溶剂作为轻组分从塔顶采出，经酚塔塔顶冷却器冷却 至 40后进入溶剂循环槽中循环使用。粗酚作为重组分从塔底采出，经粗酚冷却器冷 却至 80后进入粗酚槽，最后由粗酚泵送罐区。（5）废液系统 含酚废液收集在废液贮槽并用液下泵送至煤气水分离装置。 含溶剂废水收集在含溶剂废液贮槽并用液下泵送至萃取塔。（6）溶剂贮存 装置内还设置二个溶剂贮槽，外购的甲基异丁基酮贮存在贮槽内，需要时向系统补充萃取剂。（7）碱液系统 装置内设置配碱槽和290、碱液槽。外购固碱或液碱，加水配制 20%的 NaOH 送脱酸塔中。l氨回收氨回收的设置是从酚回收装置产生的氨气除去酸性气体 CO2、H2S、HCN 以及非冷凝组分和水中回收无水液氨。 由酚回收装置来的氨气进入氨气净化阶段，将氨气中少量的 CO2、H2S 及其它杂质除去,然后在精制阶段获得纯度较高的液态氨。净化为常压操作，加热介质为 0.5MPa(G)低压蒸汽，精制部分采用了加压精馏的方法，操作压力为 1.6MPa，加热蒸汽为 2.5MPa(G) 的中压蒸汽。该流程的最大特点是流程简单、节能、不需冷量也不需压缩机便可得到纯 度较高的液氨，在 1.5MPa(G)下可得到 40，纯度为 99.5%以291、上的无水液氨。酚回收来的氨气进入氨气净化塔，吸收段的作用是吸收酸性气体，其吸收热的释放， 由外部循环冷却器完成；塔底部溶液用泵送至煤气水分离装置。氨气从氨气净化塔顶部出来，并且在吸收器中溶解于水中，形成 25%的氨水，吸收 器与吸收器贮槽及氨气净化塔的回流泵组成溶液循环，以保证有足够的液体量，产生的 部分溶液进入氨气净化塔上部作为回流，其余部分送入精馏装置。氨气净化塔底的净化 废水送煤气水分离装置。25%的氨水经精馏塔。氨水加热器用精馏塔底部废水加热，精馏塔用 2.5MPa(G)的 中压蒸汽作为热源，经循环蒸发器加热塔釜溶液。氨蒸汽在氨冷凝器经循环冷却水冷却 即可液化，液氨收集在液氨罐中。用液292、氨输送泵送到全厂罐区。精馏塔底的净化废水送 生化处理装置。4.2.9 膜分离4.2.9.1 概述由于碎煤加压气化污水中 COD、氨氮、酚及油类含量较高，为减轻污水处理装置 负荷，设计考虑将其回用作为水煤浆气化装置生产用水。同时考虑到该股废水中碳酸盐、 重碳酸盐、氯化物、硫酸盐等盐含量较高，将会对气化设备带来一定的腐蚀、结垢问题， 故本工程设计膜分离装置将废水中的盐加以去除，产水回用作为水煤浆气化装置生产补 充水，浓水用于水煤浆制备用水。膜分离装置具有以下优点：a)设备结构紧凑，单位体积产水量高，因而体积小，占地少，易于安装，操作和维 修，而且设备可连续运行自动控制，运行效果稳定可靠。系统的进水293、产水和浓水管道 上都装有一系列的控制阀门，监控仪表及程控操作系统，它们将保证设备能长期保质、 保量的运行。b)反渗透系统采用模块化设计建造，运输、安装方便，同时考虑系统有足够的扩容 性，可根据需要增加膜组。100本文件包含赛鼎工程有限公司技术成果，未经本院许可不得转给第三方或复制。This document contains proprietary information of SEDIN. To be kept confidential.本项目膜处理系统需处理的污水量为 826.6m3/h。考虑生产污水的波动性和不可预 见水量，本处理规模确定为 850m3/h（20400 m3/d），采用294、双系列并联运行。进水水质见 下表：检验项目数值备注CODCr5500mg/LNH3-N400mg/L油类200mg/L酚1200-1600mg/L悬浮物50mg/L温度20-45pH6-9电导率4330s/cm全盐量3050 mg/L氯化物55.8 mg/L硫酸盐75.3 mg/L磷酸盐1.35 mg/L氟化物5.03 mg/L碳酸盐1580 mg/L重碳酸盐836 mg/L经过膜系统处理后淡水回收率达到 80%，淡水水质可以达到 GB50335-2002污水 再生利用工程设计规范中的再生水用作循环冷却系统补充水水质控制指标。4.2.9.2 工艺流程来水经原水箱缓冲后进入机械过滤器、两级精密过滤器去除 1m 以上悬浮物、胶 体等杂质，再经高压泵进入一级 A 膜，分离出淡水进入淡水箱 1，浓水经浓水箱 1 缓冲 后泵入一级 B 膜进一步分离，一级 B 膜淡水也进入淡水箱 1，一级 B 膜浓水部分回流 至浓水箱 1，部分进入浓水箱 3 用于制煤浆用水；同理一级淡水泵入二级膜系统，二级 膜淡水进入淡水箱 2，浓水部分进入浓水箱 3 用于制煤浆用水；二级淡水加药后经三级 膜分离出的淡水进入淡水箱 3，浓水回流至淡