新疆富蕴广汇新能源有限公司
新疆广汇准东喀木斯特
40 亿方/年煤制天然气项目
可行性研究报告
赛鼎工程有限公司
(原化学工业第二设计院)
二零一三年十一月 太原
新疆富蕴广汇新能源有限公司
新疆广汇准东喀木斯特
40 亿方/年煤制天然气项目
可行性研究报告
0919.8.300b
项 目 经 理：周恩利
总工程师(副)：赵焰飞
总 经 理(副)：黄顺泰
赛鼎工程有限公司 新疆广汇准东喀木斯特 40 亿方/年煤制天然气项目
SEDIN Engineering Co., Ltd 可行性研究报告
主要编制人员
序号 姓名 专业 职称
1 周恩利 化工工艺 高级工程师
2 赵焰飞 化工工艺 教授级高级工程师
3 李党 化工工艺 高级工程师
4 徐景亮 化工工艺 工程师
5 宋玉华 化工工艺 高级工程师
6 付仰录 化工工艺 高级工程师
7 马英民 化工工艺 高级工程师
8 李刚 化工工艺 高级工程师
9 袁景 化工工艺 教授级高级工程师
10 杨璐 化工工艺 高级工程师
11 杨华 水道 教授级高级工程师
12 杨玉娴 粉体工程 高级工程
13 武银福 电气 教授高级工程师
14 狄炳琪 热工 高级工程师
15 贾宝忠 总图 高级工程师
16 潘华 技术经济 教授级高级工程师
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SEDIN Engineering Co., Ltd 可行性研究报告
目 录
1 总论 .....................................................................................................................................................1
1.1 概述..................................................................................................................................................1
1.1.1 项目名称、主办单位、企业性质及法人代表 ...........................................................1
1.1.2 编制的依据和原则 ...................................................................................................1
1.1.3 项目提出的背景、投资必要性 ...................................................................................2
1.1.4 可研设计范围及分工 ...................................................................................................6
1.2 结论..................................................................................................................................................6
1.3 主要技术经济指标表 ....................................................................................................................7
1.4 存在问题和建议.............................................................................................................................9
2 市场预测 ......................................................................................................................................... 10
2.1 天然气特性和用途 ..................................................................................................................... 10
2.1.1 天然气的特性 .............................................................................................................10
2.1.2 天然气（甲烷）的用途 ............................................................................................. 11
2.2 中国天然气的发展与问题......................................................................................................... 12
2.2.1 中国天然气的发展 .....................................................................................................12
2.2.2 中国天然气存在的主要问题 .....................................................................................13
2.3 天然气市场供需情况 ................................................................................................................. 14
2.3.1 天然气供需情况 .........................................................................................................14
2.3.2 LPG 供需情况 .............................................................................................................31
2.3.3 LNG 供需情况 ............................................................................................................33
2.3.4 天然气管道建设 .........................................................................................................35
2.4 发展煤制天然气对解决未来市场需求的意义 ....................................................................... 36
2.5 天然气价格现状及预测 ............................................................................................................. 37
2.6 煤化工及煤制天然气产业发展政策的分析 ........................................................................... 40
2.7 市场风险分析 .............................................................................................................................. 42
2.7.1 目前气价调查 .............................................................................................................42
2.7.2 风险分析 .....................................................................................................................42
2.7.3 市场风险减缓措施 .....................................................................................................44
2.8 结论与建议 .................................................................................................................................. 45
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3 产品方案及生产规模 .................................................................................................................... 46
3.1 生产规模和操作制度 ................................................................................................................. 46
3.1.1 生产规模 .....................................................................................................................46
3.1.2 操作制度 .....................................................................................................................46
3.2 产品方案 ...................................................................................................................................... 46
3.3 产品规格及质量指标 ................................................................................................................. 46
3.3.1 产品天然气 .................................................................................................................46
3.3.2 副产品 .........................................................................................................................47
3.4 主要工艺装置组成及能力......................................................................................................... 48
4 工艺技术选择及技术来源 ............................................................................................................ 51
4.1 工艺技术路线选择 ..................................................................................................................... 51
4.1.1 气化技术 .....................................................................................................................52
4.1.2 变换 .............................................................................................................................66
4.1.3 气体净化 .....................................................................................................................66
4.1.4 制冷工艺 .....................................................................................................................68
4.1.5 甲烷合成技术 .............................................................................................................69
4.1.6 甲烷气压缩 .................................................................................................................72
4.1.7 合成天然气干燥 .........................................................................................................74
4.1.8 硫回收技术 .................................................................................................................79
4.1.9 空分技术与规模的选择 .............................................................................................82
4.2 工艺装置工艺流程 ..................................................................................................................... 85
4.2.1 气化 .............................................................................................................................85
4.2.2 粗煤气变换、冷却 .....................................................................................................89
4.2.3 低温甲醇洗 .................................................................................................................90
4.2.4 制冷 .............................................................................................................................95
4.2.5 甲烷合成 .....................................................................................................................95
4.2.6 合成天然气压缩与干燥 .............................................................................................96
4.2.7 煤气水分离 .................................................................................................................97
4.2.8 酚氨回收 .....................................................................................................................98
4.2.9 膜分离 .......................................................................................................................100
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4.2.10 煤锁气柜及煤锁气压缩 .........................................................................................104
4.2.11 硫回收 .....................................................................................................................105
4.2.12 空分 .........................................................................................................................107
4.2.13 全厂综合罐区 .........................................................................................................108
4.2.14 火炬 ......................................................................................................................... 111
4.2.15 泡沫站 ..................................................................................................................... 112
4.3 主要工艺技术来源 ....................................................................................................................113
4.3.1 碎煤加压固态排渣气化及低温甲醇洗技术 ........................................................... 113
4.3.2 水煤浆气化技术 ....................................................................................................... 114
4.3.3 甲烷合成技术来源 ................................................................................................... 114
4.3.4 硫回收 ....................................................................................................................... 114
4.4 自控技术方案 .............................................................................................................................114
4.4.1 概述 ........................................................................................................................... 114
4.4.2 自控水平 ................................................................................................................... 114
4.4.3 安全技术措施 ........................................................................................................... 116
4.4.4 仪表选型 ................................................................................................................... 116
4.4.5 动力供应 ................................................................................................................... 118
5 原材料及动力供应........................................................................................................................119
5.1 原料供应 .....................................................................................................................................119
5.1.1 主要原材料的品种、质量、年需要量 .................................................................. 119
5.1.2 原燃料煤的规格 ....................................................................................................... 119
5.1.3 原料煤及燃料煤用量 ...............................................................................................121
5.1.4 原燃料煤的粒度分析 ...............................................................................................121
5.2 主要辅助材料供应 ................................................................................................................... 121
5.3 动力消耗 .................................................................................................................................... 122
5.3.1 动力消耗量 ...............................................................................................................122
5.3.2 主要公用工程供应 ...................................................................................................122
6 建厂条件和厂址方案 .................................................................................................................. 124
6.1 建厂条件 .................................................................................................................................... 124
6.1.1 厂址的地理位置、地形、地貌概况 ......................................................................124
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6.1.2 工程地质、水文地质、地震和气象等情况 ..........................................................124
6.1.3 交通运输条件 ..........................................................................................................127
6.1.4 主要原材料供应 ......................................................................................................127
6.1.5 水源、供排水、防洪等情况 ..................................................................................128
6.1.6 电源、供电、电讯等情况 ......................................................................................128
6.1.7 供热工程情况 ..........................................................................................................128
6.1.8 环境条件 ..................................................................................................................129
6.1.9 生活福利设施的条件 ..............................................................................................129
6.1.10 厂址目前土地使用现状 ........................................................................................129
6.1.11 当地协作条件.........................................................................................................129
6.1.12 当地社会经济条件 ................................................................................................129
6.1.13 排渣场 ....................................................................................................................130
6.2 厂址方案 ................................................................................................................................... 130
6.2.1 厂址方案 ..................................................................................................................130
6.2.2 推荐厂址意见 ..........................................................................................................130
6.2.3 拟选厂址尚需进行以下工作 ..................................................................................130
7 公用工程和辅助设施方案 .......................................................................................................... 131
7.1 总图运输 ................................................................................................................................... 131
7.1.1 设计依据 ...................................................................................................................131
7.1.2 设计基础资料 ...........................................................................................................131
7.1.3 总平面布置 ...............................................................................................................131
7.1.4 竖向设计 ..................................................................................................................134
7.1.5 工厂运输 ..................................................................................................................134
7.1.6 工厂防护 ...................................................................................................................136
7.1.7 消防 ...........................................................................................................................136
7.1.8 工厂绿化 ...................................................................................................................136
7.1.9 厂外工程 ...................................................................................................................136
7.2 给水排水 .................................................................................................................................... 136
7.2.1 概述 ...........................................................................................................................136
7.2.2 厂区给水 ...................................................................................................................137
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7.2.3 工厂排水 ...................................................................................................................142
7.3 供配电......................................................................................................................................... 153
7.3.1 供电概述 ...................................................................................................................153
7.3.2 电源状况及供电方案 ...............................................................................................154
7.3.3 用电负荷及全厂变电所 .........................................................................................156
7.3.4 主要设备选择 ...........................................................................................................157
7.3.5 设备布置 ...................................................................................................................158
7.3.6 主要电力设备和线路的继电保护及自动装置 .......................................................159
7.3.7 电力设备过电压保护 ...............................................................................................159
7.3.8 中性点接地系统及配电电压 ...................................................................................159
7.3.9 照明 ...........................................................................................................................160
7.3.10 防静电、 防雷及接地 ...........................................................................................160
7.3.11 电修.........................................................................................................................160
7.3.12 主要节能措施 ........................................................................................................160
7.4 供热............................................................................................................................................. 165
7.4.1 热电站 .......................................................................................................................165
7.4.2 脱盐水站 ...................................................................................................................173
7.4.3 热电站定员 ...............................................................................................................178
7.5 固体原料、产品储运 ............................................................................................................... 178
7.5.1 备煤 ...........................................................................................................................178
7.5.2 固定床加压气化排渣 ...............................................................................................179
7.5.3 锅炉排灰 ...................................................................................................................180
7.5.4 锅炉排渣 ...................................................................................................................181
7.6 工艺供热外管 ............................................................................................................................ 182
7.6.1 概述 ...........................................................................................................................182
7.6.2 管道及其支架的敷设 ...............................................................................................182
7.5.3 管道设计 ...................................................................................................................183
7.6.4 防静电 .......................................................................................................................184
7.7 采暖通风及空调........................................................................................................................ 184
7.7.1 采暖设计 ...................................................................................................................184
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7.7.2 空调设计 ...................................................................................................................184
7.7.3 通风设计 ...................................................................................................................184
7.8 维修............................................................................................................................................. 185
7.8.1 机修 ...........................................................................................................................185
7.8.2 电修 ...........................................................................................................................185
7.8.3 仪修 ...........................................................................................................................185
7.9 分析化验 .................................................................................................................................... 185
7.9.1 概述 ...........................................................................................................................185
7.9.2 分析室的布置 ...........................................................................................................186
7.9.3 仪器选型 ...................................................................................................................187
7.10 土建........................................................................................................................................... 187
7.10.1 建筑设计 .................................................................................................................187
7.10.2 结构设计 .................................................................................................................188
7.11 电信 ........................................................................................................................................... 191
7.11.1 设计范围 .................................................................................................................191
7.11.2 设计依据及遵循的规范 .........................................................................................191
7.11.3 设计内容分项说明 .................................................................................................191
7.11.4 火灾自动报警系统 .................................................................................................192
7.11.5 可燃性气体及毒性气体探测系统 .........................................................................193
7.11.6（生产扩音）对讲系统 ..........................................................................................193
7.11.7 电视监控系统 .........................................................................................................193
7.11.8 有线电视系统 .........................................................................................................193
8 节能 ................................................................................................................................................ 194
8.1 概述............................................................................................................................................. 194
8.1.1 编制说明 ...................................................................................................................194
8.1.2 计算范围 ...................................................................................................................194
8.2 节能原则 .................................................................................................................................... 194
8.3 节能措施 .................................................................................................................................... 194
8.3.1 工艺节能措施 ...........................................................................................................194
8.3.2 给排水节能措施 .......................................................................................................195
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8.3.3 供电节能措施 ..........................................................................................................195
8.3.4 其它节能措施 ...........................................................................................................195
8.4 合成天然气能耗指标 ............................................................................................................... 195
9 环境保护 ....................................................................................................................................... 197
9.1 厂址自然条件 ............................................................................................................................ 197
9.1.1 地理位置 ...................................................................................................................197
9.1.2 地形地貌 ...................................................................................................................197
9.1.3 水文、工程地质 .......................................................................................................197
9.1.4 气象条件 ...................................................................................................................197
9.2 编制依据及采用标准 ............................................................................................................... 198
9.2.1 编制依据 ...................................................................................................................198
9.2.2 执行的有关法规及规定 ...........................................................................................198
9.2.3 环境质量标准 ...........................................................................................................199
9.2.4 排放标准 ...................................................................................................................199
9.3 建设项目主要污染物及主要污染物排放量 ......................................................................... 199
9.4 设计中拟采用的环保治理措施 .............................................................................................. 204
9.5 环境影响分析及其投资 ........................................................................................................... 208
10 劳动安全与工业卫生 ................................................................................................................ 210
10.1 设计遵循的法令和标准规范 ................................................................................................ 210
10.2 工程概况 ...................................................................................................................................211
10.3 生产过程中危险有害因素的分析 .........................................................................................211
10.3.1 危险有害物料危害特性的分析 ............................................................................. 211
10.3.2 危险有害因素的分析 .............................................................................................212
10.3.3 各工段可能产生的危险有害因素分析 .................................................................213
10.4 设计中采取的防范措施 ......................................................................................................... 214
10.4.1 防火防爆 .................................................................................................................214
10.4.2 防尘防毒、防灼伤 .................................................................................................215
10.4.3 防静电 .....................................................................................................................216
10.4.4 防雷 .........................................................................................................................216
10.4.5 触电防护 .................................................................................................................216
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10.4.6 化学危险品储运 .....................................................................................................216
10.4.7 防机械及坠落等意外伤害 .....................................................................................217
10.4.8 其它防范措施 .........................................................................................................217
10.5 安全卫生管理机构 ................................................................................................................. 217
10.6 安全卫生投资估算 ................................................................................................................. 217
11 消防 .............................................................................................................................................. 219
11.1 本工程设计执行的规范、标准 ................................................................................219
11.2 工程概述及消防环境现状 ........................................................................................219
11.3 工程的火灾危险性分析 ............................................................................................219
11.4 工程设计中的安全措施 ............................................................................................220
11.5 消防设施和措施 ........................................................................................................220
11.6 消防投资估算 ............................................................................................................221
12.1 工厂体制及管理机构的设置 ....................................................................................222
12.2 建议的组织机构 ........................................................................................................222
12.3 生产班制及定员 ........................................................................................................222
12.4 人员来源和培训 ........................................................................................................223
13 项目实施规划 ............................................................................................................................. 224
13.1 项目实施原则 ............................................................................................................224
13.2 建设工期 ....................................................................................................................224
13.3 实施进度安排 ............................................................................................................224
14.投资估算 ..................................................................................................................................... 226
14.1 投资估算 .................................................................................................................................. 226
14.1.1 估算范围和依据 ....................................................................................................226
14.1.2 建设投资估算 .........................................................................................................226
14.1.3 建设期利息估算 .....................................................................................................227
14.1.4 流动资金估算 .........................................................................................................227
14.1.5 项目总投资 .............................................................................................................227
14.2 资金筹措及投资使用计划..................................................................................................... 227
15 财务、经济评价及社会效益评价 ........................................................................................... 234
15.1 产品成本和费用估算 ............................................................................................................. 234
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15.1.1 产品成本和费用估算的依据和说明 .....................................................................234
15.1.2 成本费用估算 .........................................................................................................234
15.2 财务评价 .................................................................................................................................. 235
15.2.1 财务评价依据和说明 .............................................................................................235
15.2.2 主要报表分析 .........................................................................................................236
15.2.3 财务评价的主要指标 .............................................................................................237
15.2.4 不确定性分析 .........................................................................................................237
15.3 结论........................................................................................................................................... 239
15.4 经济评价附表.......................................................................................................................... 239
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1 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：新疆广汇准东喀木斯特 40 亿方/年煤制天然气项目
（2）主办单位：新疆富蕴广汇新能源有限公司
（3）建设地址：新疆富蕴县恰库尔图镇喀木斯特矿区
1.1.2 编制的依据和原则
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“新疆富蕴广汇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）新疆富蕴广汇新能源有限公司对当地煤种进行的煤质分析报告。
（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。
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（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
项目建设单位新疆富蕴广汇新能源有限公司（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，其中根据喀木斯特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 1994 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；
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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 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。由于新疆广汇拥有喀木斯特矿区的煤
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，新疆广汇介入准东喀木斯特矿区发展煤化工，对保障国家能源安
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全和提高公司可持续发展能力都是非常必要的。
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，为新疆广汇在准东喀木斯特矿区实施煤、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
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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喀木斯特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、
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，就是利用新疆准东喀木斯特矿区丰富的煤资源，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
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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，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
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。
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。
新疆准东喀木斯特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18~19%），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。
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。
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，达到循环水补水标
准，回用于循环水。
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
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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。
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。
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。
所选择的工艺技术路线成熟、先进、合理，采取切实可行、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。
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。
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
3 4 3
1 生产规模 Nm /d 1297.08×10 Nm
2 产品方案
主产品
2.1
天然气 万 Nm3/a 43.2×104
副产品
焦油 t/a 14.976×104
中油 t/a 16.72×104
粗酚 t/a 59040
2.2
石脑油 t/a 40320
硫磺 t/a 28800
液氨 t/a 6400
硫酸铵 t/a 50480
3 年操作日 天 333 8000 小时
原料及燃料煤用量 t/a
4 原料煤 t/a 1016×104
燃料煤 t/a 314.4×104
辅助材料和化学品用量
5 甲醇 t/a 3296
甲基异丁基酮 MIBK t/a 11344
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序号 项目 单位 数量 备注
3
变换催化剂 m /3 年 460
3
甲烷合成催化剂 m /2 年 560
甲烷合成保护剂 m3/2 年 230
3
硫回收催化剂 m /3 年 73.4
30%NaOH t/a 2400
盐酸 30% t/a 3300
公用工程消耗量
6 新鲜水 t/a 2396x104
电 万 kWh/a -30125.6
运输量 t/a 1467.846 x104
7 运入量 t/a 1333.159 x104
运出量 t/a 134.685 x104
全厂定员 人 1500
8 其中：生产工人 人 1200
管理和技术人员 人 300
9 占地面积 ha 353.6
10 项目总投资 万元 2484882.93
10.1 基建投资 万元 2290036.22
10.2 固定资产方向调节税 万元
10.3 铺底流动资金 万元 12557.09
10.4 基建期利息 万元 182289.63
11 项目固定资产投资 万元 2472325.84
12 资本金 万元 745478.08
13 基建贷款 万元 1739404.85
14 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 491372.51 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 % 49.44
24 社会贡献率 % 21.33
25 外汇贷款偿还期 年 含基建期
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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 % 74.11
34 盈亏平衡点 % 32.79
35 流动比率 % 13,301.45
36 速动比率 % 13,154.54
35 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。
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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
-170℃(l) 436.2 粘度（-170℃） 0.142mpa.s
密度，kg/m3 20℃(g/l) 0.722 偶极矩，C.m 0
100℃(g) 0.513 蒸发热 84.9kJ/mol
20℃ 37.53 表面张力(-170℃) 15.8mN/m
摩尔热容，J/(mol.k) 0℃ 0.26 燃烧热 84.9kJ/mol
-100℃ 5.65 生成焓 -74.89kJ/mol
生成热 84.9kJ/mol 压缩因子 0.299
闪点，℃（K） -188.15(85)
三相点 在水中的溶解度，cm3/ cm3
压力,Mpa 0.012 0℃ 0.05563
温度, ℃ -182.48 10℃ 0.04177
液体密度,kg/m3 450.7 20℃ 0.03308
气体密度,kg/m3 0.257 50℃ 0.02134
100℃ 0.0170
（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，冷却至约-162℃时，天然气气态转变成液态，称为液化天然气。液化
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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，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
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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。
城市燃气
氢 合成氨
发电
二甲基甲酰胺（DMF）
乙二醇
氢氟酸 二甲醚（DME）
羰基醇
合成气 乙烯（MTO）
光气
丙烯（MTP）
甲烷 二硫化碳 合成油
汽油（MTG）
甲醇
甲烷氯化物
甲醛
单细胞蛋白 氯甲烷
碳黑 甲基丙烯酸甲酯
对苯二甲酸二甲酯
乙炔
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。
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中国天然气产量排名
年份 产量/亿 m3 世界排名
1997 221.3 19
2002 326.3 16
2007 694.1 9
2012 1067 7
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 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
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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 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
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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 29.61
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 9.9 5.3
中南美 7.4 4.0
欧洲和欧亚大陆 63.1 33.7
中东 75.8 40.5
非洲 14.76 7.9
亚太 16.24 8.7
世界合计 187.1 100.0
其中：欧盟 2.42 1.3
经合组织 17.1 9.1
前苏联 58.53 31.3
2011 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
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
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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：亿立方米
地区 2011年 占全球的份额，%
北美 8964 26.6
中南美 1773 5.3
欧洲和欧亚大陆 10354 30.8
中东 5484 16.3
非洲 2162 6.4
亚太 4902 14.6
世界合计 33639 100.0
其中：欧盟 1496 4.4
经合组织 12115 36.0
前苏联 7677 22.8
其他新兴市场 21525 64.0
2011 年世界天然气分地区产量 单位：亿立方米
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 1867 亿立方米增至 4031 亿立
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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，2005～2010 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 8638 26.9
中南美 1545 4.8
欧洲和欧亚大陆 11011 34.1
中东 4031 12.5
非洲 1098 3.4
亚太 5906 18.3
世界合计 32229 100.0
其中：欧盟 4479 13.9
经合组织 15346 47.7
前苏联 5995 18.6
其他新兴市场 16884 52.3
2011 年世界天然气分地区消费量 单位：亿立方米
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（3）国际市场需求状况及预测
到 2015 年世界天然气产能达到 35350 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。2005～2015 年
世界天然气供需状况详见下表。
2005～2015 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%
供应 7415 7600 7660 0.3
北美地区 需求 7485 8050 8510 1.3
缺口 70 450 850
供应 1340 1650 1980 4.0
拉美地区 需求 1199 1510 1770 4.0
余量 141 140 210
供应 3145 3100 2850 1
欧洲地区 需求 5655 6450 7210 2.5
缺口 2510 3350 4360
供应 8089 8500 9000 1.1
前苏联地区 需求 6463 6800 7050 0.9
余量 1626 1700 1950
供应 1718 2400 3230 6.5
非洲地区 需求 829 1050 1250 4.2
余量 889 1350 1980
供应 3091 4500 5760 6.4
中东地区 需求 2683 3280 3850 3.7
余量 408 1220 1910
供应 3607 4340 4870 3.1
亚太地区 需求 3991 4940 5700 3.6
缺口 384 600 830
2005～2010 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 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 2010～2015 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
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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，预计到 2015 年缺口可达 830 亿 m3。2005～2015 年世界及
亚太地区天然气供应/需求平衡详见下表。
2005～2015 年世界天然气供应/需求平衡 亿 m3
产品 2005 2006 2007 2010 2015
供应 28405 28722 29400 32090 35350
需求 28305 28343 29219 32080 35340
余量 100 379 181 10 10
2005～2015 年亚太地区天然气供应/需求平衡 亿 m3
产品 2005 2010 2015
供应 3607 4340 4870
需求 3991 4940 5700
缺口 384 600 830
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。
2.3.1.2 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。
2000-2010 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 3.63
2001年 4.10 12.9
2002年 4.54 10.7
2003年 5.09 12.1
2004年 5.60 11.4
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年份 探明地质储量/万亿立方米 增长率 %
2005年 6.22 11.0
2006年 6.69 7.6
2007年 7.31 9.2
2008年 7.84 7.2
2010年 9.3 9.3
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
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*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%。
我国天然气资源分布示意图
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。
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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 17214.31 73.6 18174.49 73.4 19338.19 74.2
中石化 4225.04 18.1 4636.52 18.7 4799.69 18.4
中海油 1905.68 8.1 1898.59 7.7 1865.09 7.2
地方 59.42 0.2 53.99 0.2 49.32 0.2
全国总计 23404.45 100 24763.59 100 26052.29 100
（2）国内天然气供需状况
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 341.3
2004年 407.7
2005年 499.5
2006年 585.5
2007年 693.6
2008年 774.7
2009年 851.7
2010年 944.8
我国近年分地区天然气生产量 单位：亿立方米
地区 2000 2001 2002 2003 2004 2005 2006 2007 2008 2009
北京 0 0 0 0 0 0 0
天津 9.10 8.95 8.88 8.49 8.72 8.79 10.50 13.34 14.01 14.30
河北 5.14 5.21 5.90 6.34 6.63 6.92 6.55 7.14 8.74 18.80
山西 1.14 1.58 2.06 2.50 3.24 6.02 0
内蒙 4.55 7.01 8.49 8.49 17.19 0
辽宁 14.70 14.71 13.31 13.28 10.3 11.72 11.94 8.72 8.71 8.10
吉林 2.05 2.05 2.41 2.32 3.44 5.40 2.41 5.22 7.2 11.64
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地区 2000 2001 2002 2003 2004 2005 2006 2007 2008 2009
黑龙江 23.04 22.03 20.22 20.96 20.34 24.43 24.65 25.50 27.2 30.04
上海 2.60 3.30 4.33 4.97 5.73 6.04 5.64 5.07 4.29 4.0
江苏 0.24 0.23 0.23 0.33 0.53 0.64 0.61 0.58 0.58 0.57
山东 6.88 8.50 7.50 8.10 9.25 9.25 8.55 7.84 8.35 9.05
河南 14.95 17.36 19.36 20.14 18.55 17.62 18.68 15.76 14.4 29.58
湖北 0.91 0.76 0.91 0.94 1.08 1.12 1.16 1.17 2.85 1.67
湖南 2.64
广东 34.60 32.87 31.55 26.88 42.82 44.75 48.95 52.48 59.97 58.43
广西 0.01
海南 1.29 1.66 2.05 2.03 2.32 1.86
重庆 1.94 1.45 1.94 2.23 4.69 3.27 6.47 5.00 9.69 1.6
四川 88.60 94.50 100.06 113.43 114.03 142.30 159.95 187.46 192.71 193.56
贵州 0.70 0.68 0.48 0.52 0.53 0 0.12
云南 0.05 0.09 0.15 0.24 0.18 0.22 0.17 0.14 0.06 0.02
西藏 0
陕西 21.10 34.40 40.04 52.86 74.46 75.46 80.47 110.10 143.79 189.52
甘肃 0.20 0.37 0.87 0.21 0.20 0.84 1.53 0.63 0.5
青海 3.91 5.87 11.51 15.57 17.94 22.26 25.03 34.02 44 43.07
宁夏 0.15 0.08
新疆 35.38 41.24 46.08 49.84 57.23 106.71 164.20 210.20 236 245.39
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 944.8 1780 2000
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，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
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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。
2012 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 - 31.8 245 27.1
2001年 303.4 11.5% - 30.8 268 35.4
2002年 326.0 7.4% - 32.5 286 40
2003年 341.3 4.7% - 19.0 339 2.3
2004年 407.7 19.5% - 24.8 397 10.7
2005年 499.5 22.5% - 30.1 467 32.5
2006年 585.5 17.2% 9.6 29.4 561 24.5
2007年 693.6 18.5% 40.8 26.4 695 -1.4
2008年 774.7 11.7% 46.7 32.9 778 -3.3
2009年 851.7 9.9% 77.4 32.6 896.5 -44.8
2010年 944.8 10.9% 167.3 40.9 1071.2 -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
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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
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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。
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 1990 1995 2000 2001 2002 2003 2004 2005 2006 2007
北京 0.83 1.16 10.90 16.74 21 21.19 27.02 32.04 40.65 46.64
天津 2.45 3.93 5.40 7.89 6.48 7.26 8.55 9.04 11.22 14.27
河北 6.07 6.89 7.72 6.97 7.74 8.28 9.73 9.14 2.81 12.05
山西 0.60 0.47 1.14 1.58 1.92 2.5 2.96 3.24 6.02 6.91
内蒙古 0.01 0.14 0.22 2.04 4.42 6.35 14.38 26.51
辽宁 20.42 21.12 20.15 18.93 18.81 18.82 15.81 14.81 13.10 14.24
吉林 0.98 1.83 2.98 3.02 3.02 3.08 4.00 6.18 6.00 6.47
黑龙江 22.47 25.91 23.04 22.03 20.22 20.96 20.34 24.43 24.53 30.70
上海 2.54 3.3 4.33 4.97 10.69 18.72 25.25 27.78
江苏 0.38 0.19 0.24 0.23 1.01 0.62 3.14 13.62 31.30 44.58
浙江 0 0 0 0.32 2.25 11.89 18.09
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地区 1990 1995 2000 2001 2002 2003 2004 2005 2006 2007
山东 14.44 12.85 4.53 4.93 4.63 9.61 11.71 17.89 22.59 23.33
河南 10.73 9.37 11.23 13.11 14.63 16.77 20.29 23.71 30.53 33.14
湖北 0.58 0.76 0.91 0.76 0.91 0.94 0.94 6.11 6.64 8.63
湖南 0 0 N/A 0.06 1.00 4.25 5.84
广东 1.02 1.43 0 0 1.26 1.62 2.49 14.46 45.69
广西 0 0 N/A 0.02 1.12 1.22 1.34
海南 5.28 6.56 N/A 24.08 23.89 20.97 23.97 23.40
重庆 33.26 26.56 27.33 28.75 30.34 35.50 40.05 43.53
四川 57.51 68.92 58.67 63.07 69.96 74.68 80.64 89.52 106.08 112.15
贵州 4.74 5.08 5.72 6 5.48 5.45 4.99 5.44 4.95 5.14
云南 4.53 4.71 5.17 0 5.14 5.6 5.76 6.12 5.45 5.49
陕西 0.07 0.38 6.67 10.84 14.01 18.26 32.77 18.76 28.43 41.34
甘肃 0.26 0.62 0.85 1.19 2.76 7.37 8.53 9.62 11.97 12.97
青海 0.39 0.64 3.91 5.85 11.27 15.15 17.91 22.11 22.78 20.25
宁夏 0.07 0.15 0.12 0 0 10.1 6.77 6.63 7.94 8.99
新疆 5.02 11.48 23.44 34.64 34.57 40.55 54.01 56.46 65.04 69.81
（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 2400 1780 620 420 200 17.5% 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别为 8.5%。供需缺口
部分依靠进口解决，对外依存度为 17.5%。
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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。2010~2020 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 40.0
2 工业燃料 26.0
3 化工 19.0
4 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 年世界主要国家天然气人均消费量见下表：
世界主要国家天然气消费量
人口 人均消费量
序号 国家名称 产量 进口管道气 进口LNG 出口 消费量
万人 立方米/年
1 俄罗斯 6017 1544 4473 14210 3148
2 美国 5822 1044 99.4 262 6704 30162 2223
3 加拿大 1752 159 1032 879 3298 2666
4 我国 761 281 235 807 131831 61
5 印度尼西亚 697 269 429 22563 190
6 日本 921 921 12777 721
7 韩国 366 366 4846 754
8 德国 871 871 8227 1059
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人口 人均消费量
序号 国家名称 产量 进口管道气 进口LNG 出口 消费量
万人 立方米/年
9 法国 753 753 6171 1220
10 英国 367 367 6100 601
世界 30656 661026 464
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
总人口(年末) 城镇人口 天然气市场需求量
地 区 人均天然气消费量 立 天然气需求量亿立
(万人) 人口数 比重 (%)
方米/年 方米/年
全 国 132802 60667 45.68 326 1977.10
北 京 1695 1439 84.90 400 57.56
天 津 1176 908 77.23 400 36.33
河 北 6989 2928 41.90 300 87.85
山 西 3411 1539 45.11 200 30.77
内蒙古 2414 1248 51.71 200 24.96
辽 宁 4315 2591 60.05 300 77.73
吉 林 2734 1455 53.21 300 43.64
黑龙江 3825 2119 55.40 200 42.39
上 海 1888 1673 88.60 400 66.93
江 苏 7677 4169 54.30 400 166.75
浙 江 5120 2949 57.60 400 117.96
安 徽 6135 2485 40.50 300 74.54
福 建 3604 1798 49.90 400 71.94
江 西 4400 1820 41.36 300 54.60
山 东 9417 4483 47.60 400 179.30
河 南 9429 3397 36.03 300 101.92
湖 北 5711 2581 45.20 300 77.44
湖 南 6380 2689 42.15 300 80.68
广 东 9544 6048 63.37 400 241.92
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总人口(年末) 城镇人口 天然气市场需求量
地 区 人均天然气消费量 立 天然气需求量亿立
(万人) 人口数 比重 (%)
方米/年 方米/年
广 西 4816 1838 38.16 200 36.76
海 南 854 410 48.00 300 12.30
重 庆 2839 1419 49.99 400 56.77
四 川 8138 3044 37.40 300 91.31
贵 州 3793 1104 29.11 200 22.08
云 南 4543 1499 33.00 200 29.98
西 藏 287 65 22.61 200 1.30
陕 西 3762 1584 42.10 300 47.51
甘 肃 2628 845 32.15 200 16.90
青 海 554 227 40.86 200 4.54
宁 夏 618 278 44.98 200 5.56
新 疆 2131 845 39.64 200 16.89
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
总人口(年末) 城镇人口 天然气市场需求量
地 区 人均天然气消费量 天然气需求量
(万人) 人口数 比重 (%)
立方米/年 亿立方米/年
2020年全国 14000 78400 56.00 504 3954.2
北 京 1695 1439 84.90 800 115.12
天 津 1176 908 77.23 800 72.64
河 北 6989 2928 41.90 600 175.68
山 西 3411 1539 45.11 400 61.56
内蒙古 2414 1248 51.71 400 49.92
辽 宁 4315 2591 60.05 600 155.46
吉 林 2734 1455 53.21 600 87.3
黑龙江 3825 2119 55.40 400 84.76
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总人口(年末) 城镇人口 天然气市场需求量
地 区 人均天然气消费量 天然气需求量
(万人) 人口数 比重 (%)
立方米/年 亿立方米/年
上 海 1888 1673 88.60 800 133.84
江 苏 7677 4169 54.30 800 333.52
浙 江 5120 2949 57.60 800 235.92
安 徽 6135 2485 40.50 600 149.1
福 建 3604 1798 49.90 800 143.84
江 西 4400 1820 41.36 600 109.2
山 东 9417 4483 47.60 800 358.64
河 南 9429 3397 36.03 600 203.82
湖 北 5711 2581 45.20 600 154.86
湖 南 6380 2689 42.15 600 161.34
广 东 9544 6048 63.37 800 483.84
广 西 4816 1838 38.16 400 73.52
海 南 854 410 48.00 600 24.6
重 庆 2839 1419 49.99 800 113.52
四 川 8138 3044 37.40 600 182.64
贵 州 3793 1104 29.11 400 44.16
云 南 4543 1499 33.00 400 59.96
西 藏 287 65 22.61 400 2.6
陕 西 3762 1584 42.10 600 95.04
甘 肃 2628 845 32.15 400 33.8
青 海 554 227 40.86 400 9.08
宁 夏 618 278 44.98 400 11.12
新 疆 2131 845 39.64 400 33.8
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 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
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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，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 105.2 52.4
工业 20.7 10.3
发动机燃料 16.2 8.1
化工 40.5 20.2
城镇用气 2.2 1.1
炼油 11.1 5.5
其他 4.9 2.4
总计 200.8 100.0
从 1985～2000 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 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 1985
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）
1979 210，000 0
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年代 LPG 需求量（吨） LPG 进口量（吨）
1985 547，000 0
1990 1，428，000 117，000
2000 13，427，000 4，818，000
2005 22，200，000 11，400，000
2020 45，000，000 -
城市是一个国家、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。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 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。2011~2012 年中国市场需求就从 1307 增加到 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
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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
进口数量 出口数量
年份
万吨 万美元 万吨 万美元
2005 4.83 1823.6 2.10 943.5
2006 68.75 11542.6 1.50 602.2
2007 291.31 60057.5 0.01 5.3
2008 333.64 93084.4 0.001 0.5
2012 1470 824161.3
我国主要液化天然气 LNG 项目及规划表
序 规模 投产
地点 投资方 气源 价格 进展
号 万吨/年 时间
澳大利亚 与 25 美元/桶的原
1 广东深圳 370 2006 中国海油 投产
伍德赛德 油价格挂钩
印尼东固 合约价从 25 美元/
2 福建莆田 260 2008 中国海油 投产
气田 桶调到 38 美元/桶
马来西亚
3 上海 300 2009 中国海油 投产
国家石油
定价与日本原油综
4 浙江宁波 300 2012 中国海油 卡塔尔 合 价 格 (JCC) 间 接 试运
挂钩，设封顶价格
5 广东珠海 300 2013 中国海油 在建
6 海南洋浦 200 2014 中国海油 在建
7 河北曹妃甸 650 2013 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 250 2015 中国海油 待批
卡塔尔 澳气采用固定价
12 江苏如东 350 2010 中国石油
澳大利亚 格，平均供气价格
投产
卡塔尔 为 0.683 美元/立方
13 辽宁大连 300 2010 中国石油
澳大利亚 米
14 河北秦皇岛 200 中国石油 待批
15 广西 300 2015 中国石油 路条
16 山东青岛 300 2014 中国石化 在建
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序 规模 投产
地点 投资方 气源 价格 进展
号 万吨/年 时间
17 天津 300 2015 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
300~400 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 260
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 天然气管道建设
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。
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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 212 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。
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、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 34.9 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。
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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 60~70%，比发电高约 70%，比生产甲醇高 25%，比合成油
高 30~60%。
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 95~98%，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 3~8%，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
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
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地区 民用天然气 工业用天然气 车用天然气
北京市 2.28 3.23 5.12
天津市 2.2 3.15 3.95
上海市 2.5 3.79 5.1
石家庄市 2.4 2.45 3.75
沈阳市 3.3 3.9 4.7
南京市 2.2 3.25~3.65 4.9
济南市 2.7 4.14 4.71
郑州市 2.25 3.23 3.6
武汉市 2.53 3.0 4.5
长沙市 2.45 3.48 4.6
重庆市 1.72 2.54 4.6
成都市 1.89 2.86 4.0
西安市 1.98 2.3 3.55
呼和浩特市 1.57 1.92 3.56
乌鲁木齐市 1.37 2.11 4.07
太原市 2.26 2.75 3.2
杭州市 2.4 4.0 —
广州市 3.45 4.85 5.0
深圳市 3.5 4.8
兰州市 1.7 1.99 3.1
西宁市 1.25 — 4.2
银川市 1.63 1.78 3.58~3.98
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，
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
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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
日本 LNG 欧洲 NG 英国 NG 美国 NG 加拿大 NG 中石化 NG
国际 NG
到岸价 到岸价 Heren NBP Henry Hub Alberta 出厂价
2000-2008 平均 0.86 0.79 0.67 0.83 0.72 0.40
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 50~150 元/桶、挂钩系数 0.5~0.85、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
50 60 70 80 90 100 110 120 130 140 150 系数
（美元/桶）
1.2 1.4 1.6 1.8 2.1 2.3 2.5 2.8 3.0 3.2 3.5 0.50
1.3 1.5 1.8 2.0 2.3 2.5 2.8 3.1 3.3 3.6 3.8 0.55
1.4 1.7 1.9 2.2 2.5 2.8 3.1 3.3 3.6 3.9 4.2 0.60
天然气预测价格 1.5 1.8 2.1 2.4 2.7 3.0 3.3 3.6 3.9 4.2 4.5 0.65
（元/立方米） 1.6 1.9 2.3 2.6 2.9 3.2 3.6 3.9 4.2 4.5 4.9 0.70
1.7 2.1 2.4 2.8 3.1 3.5 3.8 4.2 4.5 4.9 5.2 0.75
1.8 2.2 2.6 3.0 3.3 3.7 4.1 4.4 4.8 5.2 5.5 0.80
2.0 2.4 2.7 3.1 3.5 3.9 4.3 4.7 5.1 5.5 5.9 0.85
（2）国内天然气价格
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随着国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[2009]38 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
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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、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[2012]3383
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》、《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
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
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市新要求等。针对城市燃气需求特点，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。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，影响上游企业经济效益，进而影响勘探、开发进度。在
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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
11.37×108m3，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 2.55×108m3，最低的 9 月份消费量为 0.38×108m3，峰谷差为 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
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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
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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
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。
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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
数量
序号 产品
小时产量 日产量 年产量
1 主产品
2.1 合成天然气 54.04×104Nm3 1297.08×104Nm3 43.2×104 万 Nm3
2 副产品
2.1 焦油 18.72 吨 449.28 吨 14.976×104 吨
2.2 中油 20.9 吨 501.6 吨 16.72×104 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
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总合成天然气气量 54.04×104Nm3/h，其组分如下：
成分 C2 CO2 N2+Ar H2 CH4 ∑
含量 v% 0.59 0.32 2.21 1.19 95.68 100.00
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/m3 ＞31.4 GB/T 11062
3
总硫（以硫计），mg/m ≤100 ≤200 ≤460 GB/T 11061
3
硫化氢，mg/m ≤6 ≤20 ≤460 GB/T 11060.1
二氧化碳，%（体积分数） ≤3.0 GB/T 13610
在天然气交接点的压力和温度条
水露点，℃ 件下，天然气的水露点应比最低环 GB/T 17283
境温度低 5℃
3.3.2 副产品
焦油规格表
序号 项目 单位 指标
1 硫 %Wt ≤0.01
2 水份 ppm ≤0.03
3 灰份 ppm ≤0.1
4 闪点 % ≥92
5 奈含量 % ≤1
3
6 密度 g/cm 1.15-1.21
石脑油规格表
序号 项目 单位 指标
3
1 密度（20℃） kg/m 698
2 初馏点 ℃ ≤32
3 50%馏出温度 ℃ 99.5
4 终馏点 ℃ ≤159.8
5 烷烃和环烷烃含量 %（V/V） ≥90
6 烯烃 %（V/V） ≤2.0
7 硫含量 %(m/m) ≤0.05
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8 铅含量 μg/kg ≤100
8 砷含量 μg/kg 23.9
粗酚规格表
序号 项目 单位 指标
1 馏程：210℃ % ≥60
2 230℃ % ≥85
3 酚及同系物含量 %(无水) ≥83
4 中油性含量 % ≤0.8
5 水份 % ≤0.4
6 PH 5-6
7 灼烧残渣会含量 %(无水) ≤0.4
8 吡啶碱含量 % ≤0.5
硫磺规格表
工业硫磺（GB2449-92）
1 S，mol% ≥99.50 硫有 α-硫(黄色斜方晶体)、β-硫(浅黄色单
2 水份，mol% ≤0.50 斜晶体)、γ-硫(浅黄色非晶体)三种同素异形
3 灰份，mol% ≤0.10 体；硫不溶于水；α-硫磺溶于二硫化碳，微
4 酸度（以 H2SO4 计），% ≤0.005 溶于苯、甲苯、乙醇和乙醚，熔点 112.8℃；
5 有机物，mol% ≤0.30 β-硫磺溶于二硫化碳、乙醇和苯，熔点
6 As，mol% ≤0.10 119℃ ； γ- 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
7 Fe，mol% ≤0.005
TLm96：>1000ppm。
3.4 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
系列
序号 装置关键设备名称 单台（单系列）生产能力 备注
X 套数
1 主工艺装置
1.1 备煤
1.1.1 原料备煤 4000t/h 1
1.1.2 气化备煤系统 1270.8t/h 1
1.1.3 锅炉备煤系统 393t/h 1
1.2 碎煤加压气化
1.2.1 碎煤加压气化 46000Nm3/h台粗煤气 2x16 28 开 4 备
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系列
序号 装置关键设备名称 单台（单系列）生产能力 备注
X 套数
碎煤加压气化
1.2.2 CO 变换、冷却Ⅰ 322000Nm3/h套 2x2
部分变换
1.2.3 低温甲醇洗Ⅰ 333000Nm3/h套 2x2
1.2.4 甲烷合成Ⅰ 438699Nm3/h套 2x1
3
1.2.5 压缩、干燥Ⅰ 167238.5 Nm /h套 2x1
1.2.6 硫回收装置Ⅰ 2.5t/h系列 1
1.2.7 煤锁气压缩 20000Nm3/h套 2x2 每系列 1 开 1 备
1.2.8 煤气水分离 800t/h系列 2x4
1.2.9 酚氨回收 413t/h系列 2x4
4
0℃=40010 kcal/h系列
1.2.10 混合制冷 2x2 对应低温甲醇洗
－40℃=2400×104kcal/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 2x4 6开2备
1.3.2 CO 变换、冷却Ⅱ 253968Nm3/h套 2x2 部分变换
3
1.3.3 低温甲醇洗Ⅱ 320000Nm /h套 2x2 水煤浆气化
3
1.3.4 甲烷合成Ⅱ 818143Nm /h套 1 水煤浆气化
3
1.3.5 压缩、干燥Ⅱ 205972 Nm /h套 1 水煤浆气化
1.3.6 硫回收装置Ⅱ 1.5t/h系列 1 水煤浆气化
1.3.7 混合制冷 －40℃=1500×104kcal/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，0.40MPa 1
3
12.1.2 生活给水系统 20m /h，0.50MPa 1
12.1.3 稳高压消防系统 520L/s,1.0MPa 2
12.2 循环水系统
12.2.1 气化循环水 26259 m3/h 1
3
12.2.2 净化合成循环水 96910m /h 1
12.2.3 空分热电循环水 41140m3/h 1
12.3 排水系统
12.3.1 生活污水排水管网 16 m3/h 1
20 m3/h 1
12.3.2 生产污水排水管网 3
76 m /h 1
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系列
序号 装置关键设备名称 单台（单系列）生产能力 备注
X 套数
601.2 m3/h 1
12.3.3 中水处理系统 200 m3/h 4
3
12.3.4 高浓盐水处理 200 m /h 2
3
12.3.5 强制蒸发 65 m /h 1
3
12.3.6 污水处理 400 m /h 2
63000kVA/110/35kV 主变压器。 2
13 供电
50MW 发电机组 6
14 供热
600t/h－9.8MPa/540℃
5
高温高压粉煤锅炉
14.1 热电站
C50-8.83/4.8 型
6
抽凝式汽轮发电机组
14.2 脱盐水站 1406t/h 1
14.3 透平冷凝液站 1430 t/h 1
14.4 全厂冷凝液站 2012.7 t/h 1
14.5 脱氧站 3152.7 t/h 1
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4 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：
固定床加压气化和水煤浆气化
粗煤气耐油耐硫变换、冷却
低温甲醇洗脱硫脱碳
甲烷合成
干燥
内增压流程空分制氧
硫回收
酚氨回收工艺
废水处理及回收利用
详见全厂工艺物料流程图。
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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。
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 0～6mm 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。
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（50～100 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
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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。
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。
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 225～400 吨，称之为 SCGP-1
的示范装置，该炉操作压力均为 2.0～4.0MPa；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：
⑴ 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 1300～1350℃，煤的可磨系数应为易磨或中
等难磨，煤中灰含量不能太高。
⑵ 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。
⑶ 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。
⑷ 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。
⑸ 操作弹性大，可以迅速改变生产负荷。
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⑹ 操作压力相对来说不高，为 3.0～4.0MPa。
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。
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 GmbH 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 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 720～750t/d，设计压
力为 3.0MPa，工作压力 2.5MPa，产气量为 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。
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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，粒度 250~500μm，灰份 1~20%
（wt%），灰熔点 1100~1500℃，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 80～90mm，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 1800~2200℃，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%。
⑸GSP 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 20~30mbar（200~300H2O）。
⑹气化炉点火升温迅速，负荷弹性可在 50～110%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。
⑺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。
德士古气化技术
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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 800～1000 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：
⑴ 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 1300～1350℃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。
⑵ 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。
⑶ 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。
⑷ 气化过程可在 4.0～8.0MPa 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。
⑸ 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。
⑹ 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。
⑺ 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。
⑻ 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
过程氧耗高，煤气化效率相对较低。
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，
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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，
6～50mm 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。
（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、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。
BGL 熔渣气化技术
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
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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 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 1000～1200 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 φ3600mm 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 φ3600mm 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 φ3600 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 φ3600、中煤鄂尔多斯图克 25080 化肥项目 7 台 φ3600 气化
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炉均在设计之中。
碎煤融渣加压气化优势
⑴ 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
行成本低、维护成本低的综合优势。
⑵ 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 88～90%；褐煤气化有效气>84%）。
⑶ 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 1800~2000℃）燃烧区，气化区温度在 1300~1600℃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
10～15％，蒸汽分解率超过 90%。
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。
⑷ 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。
⑸ 炉内靠近炉壁处温度和粗气出口处温度较低（300～550℃），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。
⑹ 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%。
⑺ 设备投资、生产成本和维护成本均明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。
⑻ 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）。
⑼ 对煤种的适用性强，对操作过程中煤质的变化不敏感。
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⑽ 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
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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、固态排渣 固定床，液态排渣
次烟煤、烟煤、褐煤、无 次烟煤、烟煤、褐煤、无烟 褐煤、次烟煤、无烟煤，不粘煤 褐煤型煤、次烟煤、无烟煤，
2 适用煤种 次烟煤、烟煤、油渣等
烟煤、油渣 煤、油渣 等块煤 不粘煤等块煤，成型垃圾等
3 气化压力(MPa) 4.0 4.0 4.0-6.5 2.5-4.0 2.5~4.0
1000-1200
4 气化温度(℃) 1450-1550 1400-1550 1300-1400 1400~1600
取决煤灰熔点，在DT-ST间操作
粒状煤供料，固体物料和
鲁奇炉内壁设计基础上
气化剂逆流接触，煤通过
加入耐火砖衬，形成简单
锁斗加入到气化炉，通过
干粉煤供料，顶部单喷嘴， 干粉煤供料，下部多喷嘴对 水煤浆（加入添加剂、助熔 的水夹套保护层，在炉下
灰锁斗将灰排出炉外，气
承压外壳内有水冷壁，激 喷，承压外壳内有水冷壁， 剂等）形成粘度为800～ 部沿周向设置气化剂喷
化炉由承压外壳、水夹套、
5 气化工艺特点 冷流程，由水冷壁回收少 废锅流程，充分回收废热产 1000厘泊，煤浆浓度为60% 嘴，炉内形成局部高温燃
转动炉篦组成，炉内物料
量蒸汽，除喷嘴外材质全 蒸汽，材质碳钢、合金钢、 以上的浆状物加压后喷入 烧区，大幅度提高气化
明显分为干燥、干馏、还
为碳钢。 不锈钢。 炉内，耐火砖结构。 率、提高了气化强度、蒸
原、燃烧、灰层。煤气洗
汽使用量减少，蒸汽分解
涤除焦油/尘后进入废锅。
率超过 90%。
材质为碳钢。
单炉
6 2000t/d 2000~2700t/d 2000t/d 800-1000t/d 1200t/d
投煤量(t/d)
1000Nm3有效气
7 330-360 330-360 380-430 170-220 180~250
耗氧量(Nm3)
8 碳转化率(%) 99 99 96-98 96（包括副产油品） ~99（包括副产油品）
9 冷煤气效率 (%) 80 80 70-76 80（包括副产油品） 80（包括副产油品）
10 总热效率 (%) 90 98 90-95 90 90
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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 (%) 94.5 90-94 80 65-72（含甲烷） 92（含甲烷）
12 热回收流程 激冷 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 (%) 50-110 50-110 70-110 30-110 30-110
耐火砖或
15 20年 20年 1年 无 3个月检查
水冷壁寿命
前端无火焰接触，
16 喷嘴寿命 1-1.5年 前端1年，其余10年 60天
6个月检查
国外有运行经验 国内外有多台成熟运行经 国内外有多台 国外有运行经验
17 技术成熟度 已投入运行
国内已经投产 验 成熟运行经验 国内已经投产
气化炉台数
18 2000t 炉 2000t炉 2000t炉 4台850t炉 2台1200t炉
相近CO+H2
19 总投资 5亿 9亿 3.5亿 0.6*4亿 0.8*2亿
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4.1.1.3 气化技术的确定
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 600～800℃，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 8～12％，经过
净化工段处理后在净化气中的含量为 11～18％，净化气体的热值较高，特别适合于生
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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 8～12%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）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
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。
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 6~50mm 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。
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）采用更大尺寸的块煤入炉，固定床加压气化一般要求块煤的粒度为 6~50mm，
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
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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/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 500ppm，需要排水 601.2 吨/
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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、C3H8、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
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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：
吸收能力强，溶液循环量小。
再生能耗低。
气体净化度高。
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。
溶液粘度小，有利于节省动力。
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。
甲醇溶剂价廉易得。
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：
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。
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
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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。
完成国家“九五”科技攻关课题《加压气化优化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。
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。
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（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。
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 2.8~3.2 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 SNG（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
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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。TREMP 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。
DAVY 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，
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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 10 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。
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% 97.93 96.77
产品气热值 kcal/ Nm3 8384 符合 GB17820
3 3
1000Nm SNG 需合成气 Nm 2697 2513
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2.热量回收
1000Nm3 SNG
根据需要可以
副产 450℃中压蒸汽 t/h 1.73 2.02
副产高压蒸汽
5.0MPa.g/4.69MPa.g
1000Nm3 SNG 副产低压蒸汽 t/h 0.061 0.0072
1000Nm3 SNG 预热锅炉水
t/h 2.02 1.12
72℃/45℃温升
1000Nm3 SNG 总的回收热 kcal/h 146850 52006
3.公用工程消耗
循环率（循环气/新鲜气） 0.539 0.785
1000Nm3 SNG 循环机电耗 kW.h 10.15 17.4
3
1000Nm SNG 其他电耗 kW.h 0 1.53 空冷器
3
1000Nm SNG 总电耗 kW.h 10.15 18.93
1000Nm3 SNG 循环水 m3/h 5.45 4.53
4.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 4.0~6.0MPa 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 2.3~4.3MPa，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：
满足工艺要求，并适当留有发展余地；
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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；
价格适当、寿命长、安装维修方便；
效率高、单位能耗低；
机组的辅助设备尽可能简单；
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
大流量、小压比、排气均匀、气流无
适用范围 脉动、转速高、机内无润滑、密封好、 小流量、大压比，单机功率较小
泄露少、单机功率较大
压缩机结构 较简单 较复杂
不需定期大修，日常维修工作量较 大修和日常维修工作量大，对维
维护管理 小，对维修人员技术要求高，维护费 修人员技术要求不高，维护费用
用较低 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》（GB50251－2003）“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。
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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
采用变频调速系统，转速可在 40%~105%范围 转速可在 75%~105%范围
转速调节 内调节、或者采用标准电机与变速器相结合的 内调节，如果再宽的转速范
方式，其调速范围在 65%~105%。 围需要向厂家提出要求。
利用蒸汽，能源受蒸汽供应
能源供应 受当地供电条件、供电能力和供电可靠性限制
能力的限制
启动时间 启动迅速，反应灵敏。 启动速度慢，约 2~4 小时。
驱动橇块
蒸汽轮机、冷凝水系统、空
基本供货 电机、变压器、变频器、齿轮箱
冷系统
范围
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。
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。
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(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。
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； 1.设备费高；
2.不受净化气温度、流量、压力等变化的影响； 2.耗热较多；
3.设备构造简单、便于操作； 3.净化气中的成分易使干燥剂中毒
4.腐蚀及起泡现象较少； 粉碎；
5.处理净化气量少时，费用也不太高。 4.吸附与再生均不连续。
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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
成本低，工艺过程简 腐蚀性严重，废渣废水
氯化钙法 适用于高寒地带。
单。 处理困难。
吸附能力好，吸水选 遇液态水，油料易碎， 适用于处理量大而
硅胶法
择性强。 处理量大时失效快。 含水量不大的情况。
吸附能力较好，再生
活性氧化铝法 活性丧失较快，特别酸 适用于含酸性气体
温度低，在液态水中
及活性铝矾土 性气体多时。 少的煤气。
不易碎。
吸附能力较好，对高 适用于处理量较大，
分子筛 酸 性 气 体 的 脱 水 可 成本稍高。 露点降要求高的气
用抗酸性分子筛。 体。
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
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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。
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几种吸水剂的特点
吸水剂 优点 缺点 使用情况
1.遇水乳化；
1.成本低；
2.产生电解腐蚀；
氯化钙水溶液 2.耗量小（0.016-0.06 公斤/万 m3）； 逐渐淘汰
3.露点降低（11-20℃）；
3.能用于高寒地带。
3.与 H2S 发生沉淀。
1.吸水能力大；
2.腐蚀性小；
价格较高； 适用于空气调节，用于
氯化锂水溶液 3.有杀菌力，可使处理煤气消毒；
工业产品含不纯物时引起腐蚀 煤气脱水较好
3.不易加水分解；
4.露点下降大（22-37℃）。
1.同时脱除 CO2、H2S 和水； 1.比三甘醇携带损失大；
甘醇-醇胶法(一乙醇胺 10-30%， 使用于一些要求露点不
2.甘醇可降低醇胺的发泡； 2.再生温度高，H2S 腐蚀严重；
二甘醇 60-85%,水 5%) 高的煤气中。
3.一步净化和脱水。 3.露点下降少。
1.较稳定；
2.浓溶液不凝固；
3.正常操作存在 H2S、CO2 时稳定； 1.携带损失比三甘醇大；
二甘醇(一缩二乙二醇) 4.吸容量大； 2.再生浓度为 95%； 逐渐被三甘醇法取代。
5.携带损失小； 3.初期投资大。
6.检修安装较容易；
7 处理量灵活。
1.比二甘醇的全部优点更优越； 1.需加消泡剂以避免轻油存在时发泡；
三甘醇(二缩三乙二醇) 2.再生浓度高达 99%以上； 2.溶剂在市场供应上不如二甘醇多； 广泛使用
3.露点降比上述方法都高（28-58℃）。 3.初期投资大。
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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
1.适合大流量、露点降要求较大的天然 1.应用广泛，技术成熟可靠，能够提
气脱水。 供非常低的露点
2.在操作条件下性质稳定，吸温性高， 2.操作简单。
优点
容易再生，蒸汽压低，气态携带损失小。 3.占地面积小。
3.甘醇吸收塔压降小。 4.对进料气的温度、压力流量变化不
4.可连续运行。 敏感。
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 2～3
缺点 工程装置投资大。
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。
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 95～98％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+ 2H2S→3S+ 2H2O
催化氧化技术
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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 H2S/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+O2→2S +2H2O
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 99.5～99.7％，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+3H2→H2S +2H2O
COS+H2→H2S +CO
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 20％～200％。
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。
壳牌-帕克（SHELL-Paques）生物脱硫工艺
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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 5～15g/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 95～98％转化为元素硫。
壳牌-帕克（Shell-Paques）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 97.5～98％的浓硫酸（当燃烧器中的水蒸汽不够时，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 99.2～99.7％，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。
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g.冷却水消耗少、电耗低。
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 140000Nm3/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：
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温度 压力 使用
介质 纯度% 用气量 Nm3/h
℃ MPaG 情况
氧气(鲁奇) 99.6% 40℃ 4.5MPa 172592 连续
氧气(德士古) 99.6% 40℃ 8.0MPa 327638 连续
25℃ 0.45MPa 140106 连续
低压氮气
25℃ 0.45MPa 3000 间断
40℃ 2.5 MPa 1200 连续
中压氮气
40℃ 2.5 MPa 80000 间断
仪表空气 常温 0.7MPa 13590 连续
常温 0.7MPa 6244 连续
工厂空气
常温 0.7MPa 3000 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、氮气增压方案作出选择：
① 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
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l 相对能耗 1.03 1
2 相对投资 1 1.05
3 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：
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。
操作维护方便
高压液体泵操作方便，维修工作量极少。
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。
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。
② 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
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的对比，本项目推荐空气循环的内压缩流程。
③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。
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。
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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 Φ4000 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。
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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：
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CmHnSr+m/2O2==mCO2+(n/2-r) H2+rH2S
CO2+C=2CO
CO+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
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。因此设碎煤加
压气化炉32台（28开4备）。
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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 反应生成氢和二氧化碳：
CO+H2O=H2+CO2＋Q
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
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。
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
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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、CO2 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 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 CO2≤1.5%、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
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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 CO2 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
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来自 H2S 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，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
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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 H2S
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 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 V1602 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，T1603 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。
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（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
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，进入甲醇水分离塔，回收其中少量的甲
醇。
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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：
使用
序号 名称 规格 单位 单套消耗量 总消耗量
情况
碎煤加压气化配套 T=0℃ 连续 kcal/h 2.0106 8.0106
冷冻站 I
冷冻站 T=-40℃ 连续 kcal/h 12.0106 48.0106
水煤浆气化配套冷
冷冻站 II T=-40℃ 连续 kcal/h 7.5106 30.0106
冻站
4.2.4.2 工艺流程简述
由低温甲醇洗工号来的气氨温度为-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。
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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（B620201）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/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 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
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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 10mg／L。为防止或减少乳化现象的发生，采用含油煤气水与含尘、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
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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 35～40℃。冷却后的膨胀气通过膨胀气气/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
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
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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碱液槽。
外购固碱或液碱，加水配制 20%的 NaOH 送脱酸塔中。
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
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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、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。
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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），采用双系列并联运行。进水水质见
下表：
检验项目 数值 备注
CODCr 5500mg/L
NH3-N 400mg/L
油类 200mg/L
酚 1200-1600mg/L
悬浮物 50mg/L
温度 20-45℃
pH 6-9
电导率 4330μs/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 1μm 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，浓水回流至淡水箱 1，三级淡水加药后泵入四级膜分离
装置，分离出的淡水可达标排放或回收利用，浓水回流至淡水箱 2。
所说的淡水和浓水是指，膜分离是一个物理过程，通过膜的选择透过性将原水中的
大分子有机物与小分子物质如水分离在膜的两侧。一侧富含大分子有机物，浓度很高，
是浓缩后的原水，被称为浓水；一侧是过滤掉主要污染物的原水，有机物等含量大大降
低，主要为水及透过膜的小分子易生化有机物等。根据本项目污水性质及特点，采用全
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膜法处理工艺，流程简图如下：
污水 原水箱 机械过滤器 精滤 1 精滤 2
加药 浓水部分回流
制煤浆用水 浓水箱 3 一级 B 膜 浓水箱 1
淡水箱 2 二级 A 膜 淡水箱 1 一级 A 膜
二级 B 膜 浓水箱 2
浓水箱 3 制煤浆用水
加药
浓水部分回流
三级膜 淡水箱 3 四级膜 淡水箱 4
浓水回流 加药
4.2.9.3 主要设备
机械过滤器
采用立式机械滤器过滤，选择合适级配的填料及较低的运行滤速，滤除原水带来的
细小颗粒、悬浮物、胶体等杂质，以降低进水的浊度，作为膜分离系统的预处理工艺是
必要的。
本系统设置 12 台立式多介质滤器，动态备用，设备直径为 3400mm。滤料选用石
英砂和无烟煤，石英砂填料高度粗纱 100mm＋细纱 700mm，无烟煤填料高度 400mm。
滤料应有如下性能：有足够的机械强度和良好的化学稳定性；粒径级配合理，粒度适当。
无烟煤要求在酸、碱中均为稳定；石英砂要求耐酸，在碱溶液中有极微量的溶解。测试
方法为：石英砂分别在盐酸（含量 400mg/l）、NaOH（含量 400mg/l）、NaCl（含量 500mg/l）
中浸泡 24 小时，溶液中全固形物增加不超过 20mg/l，SiO2 的增量不得超过 10mg/l。
在正常运行工况下，设计单台出力 55m/h，运行空塔流速 6 m/h。
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多介质过滤器反洗以进出口压力差或时间来控制反冲洗周期，当其中一台运行到进
水与出口压力差达到 0.07MPa 时，或运行一定时间，即停止运行进行反冲洗。
反洗周期为 3-5 天，反洗过程及时间：第一步 松层 5~10min、第二步 排水 5min、
第三步 气擦洗 5min、第四步 反洗 20min、第五步 正洗 20min。
反洗水采用原水，反洗水强度 10～15 升/秒米 2，使滤层膨胀 50％。反洗时送入压
缩空气，擦洗滤料，其强度为 18～25 升/秒米 2。
设备特征：
具有独特的均匀布水方式，使过滤器达到最大效果，能长期满足出水水质要求。下
布水采用水帽布水形式，上布水采用倒喇叭布水形式。
进水装置合流均匀地通过滤层，边缘光滑平整，并与过滤器壳体同心。
集配水装置能够阻留石英砂和无烟煤颗粒，均匀集配水，均衡滤层阻力防止偏流。
加药装置
设置加药装置三套，均采用一箱两泵式，由 1 台 PE 溶液箱及 2 台计量泵（1 用 1
备）以及连接管路、阀门、管件、表计等组成。
加药装置成套组合供货。加药泵采用隔膜计量泵，调节流量范围为 0～100％。
精密过滤器
精密过滤器的作用是保护后续膜系统的稳定连续运行，可去除颗粒杂质，去除色度、
可溶性有机污染物、低分子有机物等物质，截留前置系统和设备中可能泄露的机械杂质，
能有效地减轻对膜的污堵，防止泄露的填料颗粒经高压泵加速后可能划伤膜表面，引起
系统性能迅速下降的情况出现。
本系统中设置两级精密过滤器，串联运行，过滤精度分别为 5μm 和 1μm，材质为
不锈钢，筒体和封头之间为法兰固定，更换滤芯十分方便，滤元为可更换滤芯，滤速为
8m3/m2.h，材质为线缠绕或聚丙烯喷熔，其特点为：
1） 孔形呈锥形结构。
2） 过滤能进入深处，形成深层过滤。
3） 纳污量大、寿命长。
4） 易更换。
当过滤器进出口压差大于设定的值（通常为 0.07-0.1MPa）时，应当更换。从膜系
统的运行和操作安全出发，精密过滤器，高压泵，膜主机本体都呈一对一的串联连接在
一起。
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多级膜系统
反渗透（RO）是一种借助于选择透过（半透过）性膜的功能，以压力差为推动力
的膜分离技术，当系统中所加的压力大于溶液渗透压时，水分子不断地透过膜，经过产
水流道流入中心管，然后在出水端流出,进水中的杂质，如：离子、有机物、细菌、病
毒等被截留在膜的进水侧，然后在浓水出水端流出，从而达到淡化净化目的。
反渗透系统膜元件的选型，应综合脱盐率和水通量对本项目运行费用的影响。综合
考虑，反渗透膜元件选用陶氏、GE、海德能膜元件。
本系统采用四级膜装置，串联运行，原水经过预处理系统去除悬浮物、机械杂质、
水质达到膜系统的进水要求后，进入膜装置。正常运行工况条件下进水流量 650m3/h，
设计淡水回收率 90%，浓水可用于制煤浆用水。
膜处理系统设备结构紧凑，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、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。
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。
清洗装置
根据膜运行污染的情况，配制一定浓度的清洗溶液，清除膜中的污染物质，以恢复
膜的原有特性。
本系统设置两套自动清洗装置，当膜元件受到污染后或定时进行化学清洗。包括
5μm 精密过滤器、清洗泵、清洗水箱和一批配套仪表、阀门、管道等附件。
4.2.10 煤锁气柜及煤锁气压缩
4.2.10.1 装置配置
装置煤锁气共计 40000Nm3/h，考虑到煤锁气的特征，含尘含焦油，且根据应用工
厂的运行经验，虽然总的煤锁气量较大，但仍然应考虑使用往复式压缩机，便于设备检
修。因此将煤锁气压缩装置分为 2 个系列，每系列气量 20000Nm3/h，选用 20000 Nm3/h
打气量的往复式压缩机 1 开 1 备。
气柜的配置一般是按照压缩机每小时打气量的一半来进行配置，因此每个系列设置
2 个 5000 m3 的低压湿式气柜作为煤锁气的缓冲容器。
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4.2.10.2 流程简述
自煤气化来的温度 40℃，压力 0.102MPa（表）的煤锁气，进入低压湿式气柜缓冲，
经出口水封后进入一级进口缓冲器后进入一级气缸。一级压缩后的气体经一级出口缓冲
器后进入一级冷却器，气体冷却至 40℃后进入一级分离器，分离掉水分后经二级进气
缓冲器进入二级气缸。二级压缩后的气体经二级排气缓冲器后进入二级冷却器，气体冷
却至 40℃后进入二级分离器，分离掉水分后经三级进气缓冲器进入三级气缸。三级压
缩后的气体经三级排气缓冲器后进入三级冷却器，气体冷却至 40℃后进入三级分离器，
分离掉水分后经四级进气缓冲器进入四级气缸。四级压缩后的 4.7MPa（表）的气体经
四级排气缓冲器后进入四级冷却器，气体冷却至 40℃后进入四级分离器，送往煤气化
工段。
系统内设有“一回一”和“四回一”调节回路，一级和四级出口气体分别经一、四
级冷却器冷却至 40℃，并经一、四级分离器分离掉水分后，返回一级入口管道。
4.2.11 硫回收
4.2.11.1 流程简述
超优克劳斯工艺包括一个高温燃烧反应段，以及随后的两个克劳斯催化反应段和一
个超优克劳斯反应段，一个超级克劳斯反应段。
进气系统
硫磺回收装置有三股进料，分别为硫化氢酸气，煤气水分离膨胀气和预洗闪蒸塔酸
性气，这些酸性气首先进入气液分离罐，以分离其中夹带的液滴。
从气液分离罐出来的酸性气在蒸汽预热器中通过 4.4 MPa(g )的中压蒸汽进行预热
到 120℃，预热后的气体被分成两股，其中 85％气体被送入主燃烧炉，剩下 15％的气
体进入主燃烧炉下游的主燃烧室进行反应。气液分离罐中的液相被排出界区外进行处
理。
高温燃烧反应段
本硫磺回收装置使用空气作为氧化剂进行燃烧，进入主燃烧器的空气首先进入主燃
烧器的烧嘴，向主烧嘴提供足够的气量来对进料酸气中所含有的烃类和其他杂质进行完
全燃烧，同时控制超级克劳斯反应器出口气中 H2S 浓度达到 0.9 %（体积比）。碳氢化
合物燃烧主要生成二氧化碳和水。主烧嘴的燃烧空气通过烧嘴先进控制系统进行控制。
此系统包括两部分一个前馈部分和一个后反馈部分。
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反应段
从一级硫冷凝器出来的过程气体在一段加热器中被 4.4 MPa(G) 的中压蒸汽加热以
获得一级克劳斯反应器中催化反应所需要的最佳反应温度 240℃。在反应器中，过程气
中的 H2S 和 SO2 在催化剂的作用下进行克劳斯平衡反应。反应器的入口温度控制在
240℃，以满足 COS 和 CS2 水解反应的要求。从反应器出来的气体进入到二级硫冷凝器，
气体中的硫蒸气在二级硫冷凝器中被冷凝并从气体中分离出来，冷凝下来的液态硫通过
其液硫封被直接送往液硫槽。在二级硫冷凝器气体出口通道中安装有一个除雾器挡板，
用以回收随过程气带出的雾滴状的液态硫。
从二级硫冷凝器出来的气体在二段加热器中被 4.4 MPa(G) 的中压蒸汽加热以获得
二级克劳斯反应器中催化反应所需要的最佳反应温度。在反应器中，过程气中的 H2S
和 SO2 在催化剂的作用下进行克劳斯平衡反应。从反应器出来的气体进入到三级硫冷凝
器，气体中的硫蒸气在三级硫冷凝器中被冷凝并从气体中分离出来，冷凝下来的液态硫
通过其液硫封被直接送往液硫槽。在三级硫冷凝器气体出口通道中安装有一个除雾器挡
板，用以回收随过程气带出的雾滴状的液态硫。
超级克劳斯段
为了获得高硫磺回收率，从克劳斯反应段出来的过程气进入超级克劳斯段。气体首
先在四段加热器中被 4.4 MPa(G) 的中压蒸汽加热，使其达到超级克劳斯反应器中催化
反应所需的最佳温度，超级克劳斯反应器的入口温度通过进入四级加热器的中压蒸汽流
量进行调节。超级克劳斯反应所需的氧化空气通过鼓风机提供，空气首先被低压蒸汽预
热，然后进入四段加热器的下游与过程气进行混和，混和后进入超级克劳斯反应器。在
超级克劳斯反应器中，硫化氢经过选择性氧化反应转化为单质硫。
从超级克劳斯反应器出来的气体进入超级克劳斯硫冷凝器，来自超级克劳斯硫冷凝
器出来的液硫通过其液硫封被送往液硫槽。在超级克劳斯硫冷凝器气体出口通道中安装
有一个除雾器挡板，用以回收随过程气带出的雾滴状的液态硫。从超级克劳斯硫冷凝器
出来的气体进入下游的硫捕集器，在硫捕集器中安装有一个除雾器挡板来回收随过程气
带出的液态硫，捕集下来的液态硫通过其液硫封被直接送往液硫槽。
液硫槽及造粒包装
硫磺回收装置生成的液硫最后都集中在液硫槽中。通过液硫泵，送入硫磺造粒机生
产颗粒硫磺，用半自动包装机装袋，汽车外送。
焚烧炉
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超级克劳斯尾气（或是在旁路操作状态下的克劳斯尾气）和液硫槽的排放气中含有
微量硫化氢及其他硫化物，因此这两股气不能直接排放到大气中。把这两股气体引入焚
烧炉中予以焚烧，将其中的硫化氢和硫化物转换为二氧化硫。离开焚烧炉废热锅炉的烟
道气再与急冷空气进行混和后，将温度降到 300°C，送往烟囱排放。急冷空气分两部分
提供，一部分由焚烧炉的风机提供，另一部分自然进风，通过控制急冷空气的流量来控
制送往烟囱的气体的温度，直接排放。
4.2.12 空分
4.2.12.1 空分装置工艺流程简述
本空分装置采用分子筛吸附净化、空气增压、空气增压透平膨胀机制冷、膨胀空气
进下塔、上塔采用规整填料塔、带增效氩塔、产品氧采用液氧泵内压缩的工艺流程。
整套装置包括：空气过滤系统、空气压缩系统、空气预冷系统、分子筛纯化系统、
分馏塔系统、液氮贮存汽化系统等。
空气过滤和压缩
空气首先进入自洁式空气吸入过滤器，在空气吸入过滤器中除去灰尘和其它颗粒杂
质，然后进入主空压机，经过多级压缩、级间冷却器冷却后进入空冷塔。
空气的冷却和纯化
空气在进入分子筛吸附器前在空冷塔中冷却，以尽可能降低空气温度减少空气中水
含量从而降低分子筛吸附器的工作负荷，并对空气进行洗涤。进入空冷塔的冷却水分为
二段，上段采用脱盐水，进入水冷塔的脱盐水，首先在水冷塔中利用干燥的出分馏塔污
氮气进行冷却，然后经冷水机组进一步降温后再进入空冷塔，在上段冷却空气后返回水
冷塔，如此循环使用。空冷塔下段采用循环水，塔底回水回凉水塔。
分子筛纯化系统设置两台分子筛吸附器，分子筛吸附器吸附空气中的水份、二氧化
碳和一些碳氢化合物，两台分子筛吸附器交替工作，其中一台工作，另一台再生。纯化
系统加热器设置一台蒸汽加热器。
空气的精馏
出空气纯化系统的洁净工艺空气分为两部分：第一部分直接进入冷箱内的低压板式
换热器，被返流出来的气体冷却，接近露点的空气进入下塔的底部，参与下塔精馏；第
二部分进入增压压缩机增压。
进入空气增压机的空气经增压机第一段增压后分为三股：一股直接出增压机，经后
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过冷器冷却后进入膨胀机的增压风机中增压，然后被冷却器冷却至常温后进入高压板式
换热器，再从高压板式换热器中部抽出进入膨胀机去膨胀。膨胀后的空气送入下塔。
第二股自增压压缩机中抽节流获取的仪表空气。
第三股空气在增压机的第二段继续增压并经后过冷器冷却至常温后进入高压板式
换热器，与高压液氧及返流污氮气体换热。这部分高压空气从换热器底部抽出经节流进
入下塔。
空气经下塔初步精馏后，获得液空和污液氮，并经过冷器过冷后节流进入上塔。经
上塔进一步精馏后，在上塔底部获得液氧，并经液氧泵压缩后进入高压板式换热器，复
热后出冷箱，进入氧气管网。另抽取液氧送入液氧贮存系统。
在下塔顶部获得纯液氮，一部分经液氮泵加压气后送中压氮气管网，另一部分进入
液氮贮存系统。
在下塔顶部抽取压力氮气，经低压板式换热器复热后出冷箱直接进入低压氮气管
网。
从上塔顶部抽取低压纯氮气经过冷器、低压板式换热器复热后送入水冷塔或送入用
户管网。
从上塔上部引出污氮气经过冷器、低压板式换热器和高压板式换热器复热出冷箱后
分成两部分：一部分进入分子筛系统的蒸汽加热器，作为分子筛再生气体，其余污氮气
去水冷塔。
冷量的制取
装置所需的大部分冷量由增压透平膨胀机提供。
4.2.12.2 空压站工艺流程简述
螺杆式空气压缩机的空气自大气吸入，经空压机压缩后，其压力达到 0.75MPa，冷
却后温度约为 40℃左右，进入除尘除油过滤器，除去空气中的固体颗粒及微量油份,再
进入集装式微热再生空气干燥器，在这里空气中的灰尘和水份被吸附，达到压力露点
-50℃，符合质量要求的空气，送仪表空气储罐供锅炉房和空分装置开车用。当空分装
置开车后，仪表空气储罐压力大于等于 0.75MPa 时，由空分装置的增压压缩机中抽空
气提供仪表空气，空压站停用。
4.2.13 全厂综合罐区
4.2.13.1 装置概况
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本项目液体原料、产品储运贮存物料为甲醇、石脑油、中油、焦油、粗酚和液氨。
负责分别用泵送往用户或汽车装卸站装车外售。汽车装卸站负责来自罐区的甲醇、石脑
油、中油、焦油的装汽车外售。
4.2.13.2 产品储存及运输情况
罐区物料的储存温度、压力表
序号 物料名称 贮存温度℃ 贮存压力
1 甲醇 常温 常压
2 中油 80℃ 常压
3 焦油 80℃ 常压
4 粗酚 80℃ 常压
5 石脑油 常温 常压
6 液氨 40℃ 1.6Mpa
物料储存及运输情况表
贮存能力 年运输量
序号 物料名称 物料来源 运输方式 贮存时间
(吨) (吨)
1 甲醇 低温甲醇洗 710×1 泵送 检修
2 中油 煤气水分离 4410×3 92880 汽车槽车 21 天
3 焦油 煤气水分离 5400×2 83200 汽车槽车 18 天
4 粗酚 酚回收 1830×1 32800 汽车槽车 18 天
5 石脑油 低温甲醇洗 2600×1 22400 汽车槽车 19 天
6 液氨 氨回收氨冷冻 1040×3 19200 汽车槽车 23 天
4.2.13.3 储罐的容量、数量及形式
储罐的容量、数量及形式表
储存量 换算容积后 储罐容量及 选用
序号 项目 3
储罐结构形式
3
(吨) 储存量（m ）台数（m ×台） 材质
内浮顶罐
1 甲醇储罐 710×1 900×1 1000×1 CS
(铝浮盘)
2 中油储罐 4410×3 400×2 5000×3 固定顶罐 CS
3 焦油储罐 5400×2 7750×2 5000×2 固定顶罐 CS
4 粗酚储罐 1830×1 1180×2 2000×1 固定顶罐 304
内浮顶罐
5 石脑油储罐 2600×1 1260×2 3000×1 CS
(钢浮盘)
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6 液氨罐 1040×3 1800×2 2000×3 球罐 CS
4.2.13.4 流程简述
1.甲醇储运
当低温甲醇洗停车检修时，将装置内的甲醇用泵送至综合罐区的甲醇储罐储存，当
低温甲醇洗开车时再用甲醇泵送回装置使用。
2.中油、焦油储运
由煤气水分离来的中油、焦油分别进入中油储罐和焦油储罐储存，需要时分别用中
油装车泵及焦油装车泵通过各自的汽车装车鹤管装汽车外售。
3.粗酚储运
由酚回收来的粗酚进入粗酚储罐储存，需要时用粗酚装车泵通过汽车装车鹤管装汽
车外售。
4.石脑油储运
由低温甲醇洗来的石脑油进入石脑油储罐需要时用石脑油装车泵通过汽车装车鹤
管装汽车外售。
5.液氨
由氨回收来的液氨，进入液氨罐储存，液氨用液氨装车泵送至汽车装站经装车鹤管
装车外卖。氨冷冻需要液氨时用泵打入冷冻装置。
球罐上超压排出的氨气进入废气洗涤塔，经脱盐水吸收，脱盐水经洗涤水循环槽及
氨水泵打循环，定期化验，当循环槽内氨水含量达 10%时，用氨水泵送至氨回收。
4.2.13.5 安全措施
1.易燃易爆的甲、乙类介质如甲醇、石脑油储罐用内浮顶罐，从而减少了储罐的火
灾危险几率和火灾危害程度。
2.所有装车全部采用了装车仪定量装车并在鹤管上加上了声光报警仪，两道安全保
障来防止装车时溢出事故。对于液氨球罐装车鹤管用双鹤管装车排出的氨气经气相平衡
管返回液氨罐，减少了气相排出。
3.罐区周围设有防火堤，并在防火堤外设有环形消防车道。
4.所有贮存、输送易燃液体的设备及管道均有完善的防雷和静电接地措施。
5.罐区内储存有甲醇、中油、石脑油、液氨、焦油及粗酚均为可燃液体，因而依规
范在以上储罐上均设有低倍数泡沫灭火装置。并在罐区及装卸站周围设有水消防系统并
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配置一定数量的移动式灭火器。
6.罐区及汽车装卸站均设有洗眼淋浴器。
7.罐区及汽车装卸站均设有可燃气体探测系统及火灾自动报警系统。
8.当液氨罐液位高高时联锁关所有的进料阀，以防溢罐。
4.2.14 火炬
4.2.14.1 装置组成和规模
火炬系统主要处理开车时部分装置的不合格气体以及事故状态时紧急停车排放的
气体，正常生产时火炬处于备用状态。火炬可用于气量和成分波动较大的可燃废气的燃
烧，因此，能适应间歇排放废气的场合。本装置为露天布置，远离生产装置放在厂区边
缘，并留有足够的安全半径。
本项目共设两套火炬系统一套为主火炬系统，一套为酸性气火炬系统。
这两套火炬系统可保证相关装置在开、停车状态，正常状态和事故状态时产生的放
空气能够及时、安全、可靠地放空燃烧，并满足相关的环保要求。
两套火炬的排放高度为 105 米，共架设置，采用同一座塔架支撑，共用一台地面内
传焰点火装置。火炬系统设置火炬头、分子封、火炬筒体、长明灯、高空点火器、分液
罐与水封罐。
主火炬的公称直径为 DN1300mm；酸性气火炬的公称直径为 DN200。 设火炬头可
拆卸吊杆及起吊设施。主火炬系统最大处理气气量为 756341Nm3/h，酸性气火炬系统最
大处理气气量为 3496Nm3/h。
4.2.14.2 生产流程简述
由气化、变换、低温甲醇洗、甲烷合成等装置送来的火炬气经减压到压力
0.15MPa(G)，依次进入分液罐、液封罐、火炬筒、分子封，最后通过火炬头，由常明灯
引燃。分子封用氮气气封，以防止火炬气回火发生意外，当氮气供应发生故障时，打开
通入火炬筒的低压蒸汽阀门，让一定量的水蒸气进入火炬管道，阻止空气进入,当火炬
气燃烧有大量黑烟产生时，也应通入蒸汽以起到消烟的作用。
永久燃烧着的常明灯附在火炬头四周用来点燃火炬气。常明灯燃烧用气来自低温甲
醇洗的煤气，煤气先经计量再进入燃料气分液罐，经分液后的煤气供给常明灯。本设计
可保证常明灯在大风中不会熄灭，保证随时进入火炬系统的气体燃烧。
没有火炬气送来时，煤气、氮气连续供应，以保证常明灯持续燃烧不灭。一旦前面
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的生产装置发生事故就可将气体送到本装置燃烧。整个装置的工艺流程简单，易于操作。
4.2.15 泡沫站
工作任务
本项目泡沫站根据下述标准规范为保护罐区中的甲醇、焦油、中油、石脑油、粗酚
等贮罐而设计。
设计依据
《建筑设计防火规范》GB 50016-2006
《采暖通风与空气调节设计规范》GB 50019-2003
《建筑采光设计标准》GB/T 50033-2001
《建筑照明设计标准》GB 50034-2004
《供配电系统设计规范》GB 50052-2009
《建筑物防雷设计规范》GB 50057-94（2000 版）
《爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范》GB 50058-92
《电力装置的继电保护和自动装置设计规范》GB/T 50062-2008
《建筑给水排水制图标准》GB/T 50106-2010
《火灾自动报警系统设计规范》GB 50116-98
《建筑灭火器配置设计规范》GB 50140-2005
《低倍数泡沫灭火系统设计规范》GB 50151-92
《石油化工企业设计防火规范》GB 50160-2008
《火灾自动报警系统施工及验收规范》GB 50166-2007
《泡沫灭火系统施工及验收规范》GB 50281-2006
《建筑灭火器配置验收及检查规范》GB 50444-2008
《石油化工可燃气体和有毒气体检测报警设计规范》GB 50493-2009
本系统由 PHP 平衡压力式泡沫比例混合装置、连接管道、阀门及泡沫栓等组成。
平衡压力式比例混合装置包括泡沫液罐、水轮机、泡沫液泵、比例混合器、连接管
道及阀门、仪表以及控制柜等，均为通过国家消防产品质量监督检测中心认证的产品。
工作原理
本系统采用的 PHP 平衡式泡沫比例混合装置是一种通过水流和压力自动调节的独
立系统。火灾发生时，当一定压力的消防水流入比例混合器后，由控制柜操作泡沫液泵
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启动，贮存在常压贮罐内的泡沫液由泡沫液泵注入比例混合器，水与泡沫液按 97：3
的比例进行自动混合，并向泡沫产生器、泡沫消火栓及泡沫枪输出混合液。当泡沫液泵
的出口压力出现波动时，装在泡沫液泵出口的平衡阀会起平衡压力比值调节的作用，保
证了泡沫液泵出口压力的稳定。当供水压力和泡沫混合液的流量在较大范围内变化时，
压差平衡阀会自动平衡混合比，保证混合液的混合比不变，稳定供给输出流量和压差。
泡沫装置的启动受消防指挥中心统一指挥，同时也由工厂生产调度协调管理。当被
保护对象火灾被确认后，由指挥中心通知泡沫站值班人员就地开启或远程遥控开启比例
混合装置的相应阀门，及时输送泡沫液到灭火场所抢险。
4.3 主要工艺技术来源
4.3.1 碎煤加压固态排渣气化及低温甲醇洗技术
碎煤固定床干法排灰加压气化。原东德称 PKM 煤气化，捷克称 ZVU 煤气化技术。
该技术 20 世纪 30 年代由德国公司开发，随后在德国、英国、苏联、捷克、南斯拉夫、
南非等建有近 200 余台气化炉，特别是南非建有 100 余台，现在运行的还有 97 台用于
生产油品。在美国上世纪 80 年代初，在大平原第一期建了 14 台气化炉用于煤制天然气。
在中国上世纪 70 年代末引进德国气化技术，用 5 台气化炉生产 30 万 t/a 合成氨，80 年
代兰州煤气厂，沈阳煤气厂引进捷克气化技术和气化炉 8 台，哈尔滨煤气厂引进原东德
PKM 公司气化炉 5 台，90 年代中，义马煤气厂用政府贷款方式，引进澳大利亚碎煤加
压气化炉 3 台，现已扩建至 5 台。
我国为了开发这项煤气化技术，60 年代初到 70 年代东北煤气化研究所建了一套工
业试验装置。对沈北褐煤等煤种进行了气化试验，取得了一套完整数据。上世纪 80 年
代初中国煤炭科学研究院又建了一套试验装置，对哈尔滨长焰煤、龙口褐煤及蔚县烟煤
等煤种的试烧。在上述技术开发和消化吸收各种气化炉的基础上在上世纪的国家
“七五”“八五”把碎煤加压气化列为国家重点攻关项目，包括 φ2.8 米碎煤加压
气化炉，耐硫耐油变换催化剂和有关技术，低温甲醇洗热力学，相平衡数据测定，异丙
醚萃取脱酚技术。
赛鼎工程有限公司（原化工部第二设计院）是主要承担单位，参加单位有化工部南
京研究院，上海化工研究院、东北煤气化研究所、太原重机厂、太原化肥厂。
φ2.8 碎煤加压气化炉建在太原化肥厂，试验完后此炉移交云南解化用于合成氨生
产，在此开发基础上，赛鼎工程有限公司完成了天脊第五台炉气化炉设计，义马煤气厂
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3 台气化炉设计。
因此碎煤加压气化、耐油耐硫变换、低温甲醇洗均采用我国自有技术。
4.3.2 水煤浆气化技术
水煤浆气化技术是德士古公司根据油气化技术的思路开发出来的。近几十年来水煤
浆气化技术经过我国有关科研、设计、生产、制造部门的多年研究，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，该技术可以采用购买国内技术或者购买 GE 技术的方式。
4.3.3 甲烷合成技术来源
碎煤加压气化净化煤气通过镍催化剂在 2.4～6Mpa、300-700℃下，将 H2、CO 合成
甲烷技术，70 年代开发成功，80 年代初在美国大平原建成 389 万 Nm3/d 合成天然气工
厂。建议选用国外工程公司技术（Topsoe、Davy、Lurgi），通过技术经济交流后确定。
4.3.4 硫回收
目标产品的选择本可研暂时按照引进荷兰荷丰公司的超级超优克劳斯组合工艺。
4.4 自控技术方案
4.4.1 概述
4.4.1.1 研究范围
本研究报告为新疆广汇准东喀木斯特 40 亿方/年煤制天然气项目，内容包括备煤、
煤气化、变换冷却、脱硫脱碳、甲烷化、副产品回收装置等生产装置及罐区、制冷、火
炬等辅助生产设施和供热站、脱盐水站、新鲜水消防水、循环水、污水处理等公用工程
的现场仪表及对 DCS 和 ESD 设置的基本要求。随设备所带随机仪表由设备供货商负责，
不属本研究范围。
4.4.1.2 装置特征
本项目生产装置的工艺介质大都呈一定的腐蚀性，煤气化装置、变换及冷却装置、
甲烷合成装置等生产装置以及制冷等辅助生产设施位于爆炸性环境危险区域。因此具有
腐蚀、易燃、易爆的装置特征。
4.4.2 自控水平
全厂的自动化水平达到国内同类型装置的先进水平。
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4.4.2.1 控制方式
本研究遵循“技术先进、经济合理、运行可靠、操作方便”的原则，根据工艺装置
的生产规模、流程特点、产品质量、工艺操作等要求，并参考国内同类型装置的自动化
水平，对本报告范围内的生产装置实施集中监视和控制。
设置中央控制室，采用一套分散型控制系统（DCS），对煤气化生产装置、变换及
冷却装置、甲烷合成等生产装置以及制冷等辅助生产设施的生产过程进行集中监控。
设置锅炉控制室，采用一套分散型控制系统（DCS），锅炉房等装置的生产过程进
行集中监控。
空分装置的 DCS 设置在装置内的控制室中，对整个空分装置的生产过程进行集中
监控，空分装置的 DCS 由制造商成套带来。
公用工程的除脱盐水站、新鲜水、消防水、循环水、污水处理、空压站等公用工程
采用就地集中控制。离心压缩机由就地控制盘和机组集成综合控制系统进行监控。由随
机仪表监控的工艺设备的重要参数将引入有关装置 DCS 进行监视。生产装置内主要动
设备和电气设备（泵、风机、变压器等）的运行状态引入 DCS 进行监视。
设置全厂生产管理中心，对全厂的生产进行监视、管理。监控要求不频繁的非关键
过程变量，采用就地显示和控制；要求在开车过程中监视或仅需现场观察的过程变量，
采用就地显示。设置必要的能源消耗、原料、中间产品和最终产品的计量仪表，其精度
符合本行业有关规定的要求。
4.4.2.2 主要控制方案
（1）复杂控制
采用的控制方案以 P.I.D 单参数控制为主，辅之以少量串级、比值、分程等复杂控
制。
（2）紧急停车和安全联锁
紧急停车和安全联锁系统的设计按照一旦装置发生故障，该系统将起到安全保护作
用的原则进行。在系统故障或电源故障情况下，该系统将使关键设备或生产装置处于安
全状态下。装置的安全联锁系统由 ESD 的逻辑功能完成。离心式压缩机机组安全联锁
保护系统由机组安全保护系统实现。为了方便操作和对突发事件的处理，在位于控制室
的辅助操作台上设置了重要信号的联锁报警灯屏以及联锁复位按钮和紧急停车按钮等
辅助设施。
（3）信号报警
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主要生产装置工艺参数越限报警由 DCS 实现。所有的报警信息(过程报警、系统报
警)可在 DCS 操作站上实现声光报警，并通过打印机输出。有关联锁的重要信号可同时
在辅助操作台上实现声光报警。
4.4.2.3 通讯网络
各生产装置采用的 DCS 应具有与生产管理中心的上位计算机网络通讯的能力。
4.4.3 安全技术措施
为保证操作人员和生产装置的安全，考虑了以下必要的安全技术措施：控制室位于
安全区域，并考虑防火、防水、防尘、防雷等安全措施；设置必要的紧急停车和安全联
锁系统以及报警系统；安装于爆炸危险区域内的仪表符合防爆要求；在可燃或有毒气体
可能泄漏和聚积的场合，设置可燃气体或有毒气体检测报警器；仪表由不间断供电电源
供电。
4.4.4 仪表选型
4.4.4.1 选型原则
所选仪表及控制设备是先进的、可靠的，可以保证工艺装置的长期、安全生产和操
作。装置的 DCS 和 ESD 选用国外著名厂商产品，并且在同类型或类似的装置有使用业
绩。特殊仪表设备根据工艺专利商的技术要求选用。现场仪表优先选用国外引进生产线
或合资厂制造的，能满足性能要求的产品。重要控制阀、流量计、液位计等仪表采用进
口产品。除就地控制、指示或特殊仪表外，现场变送器采用电子式智能型仪表。控制阀
采用气动执行机构。所有进出控制室的信号都是电信号。除温度检测元件和特殊测量仪
表外，标准的电动信号为 4～20mA D.C 或 1~5VD.C。除非对气动信号提出更高的压力
要求，气动薄膜控制阀一般采用的气动信号为 20～100kPa。智能仪表采用 Hart 通讯协
议。安装在爆炸危险区域的仪表采用本安防爆型，无法满足本安要求的仪表采用隔爆型。
所有现场仪表为全天候型，防护等级为 IP54 或更高。现场仪表的材质满足工艺介质和
现场环境条件的要求。
4.4.4.2 控制室监控系统
采用的 DCS 是一个功能完善的系统，具有过程控制（连续控制和离散控制）、操作、
显示记录、报警、制表打印、信息管理、与上位机或其它计算机通讯、系统组态以及自
诊断等基本功能。采用的 DCS 是一个开放的系统，其通讯层次结构符合 OSI 参考模型，
其通讯控制符合 TCP/IP 协议和 IEEE802 协议族的有关协议，并采用 WINDOWS NT 操
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作系统。所采用的 ESD 是一个基于微处理器技术的，具有高度安全性和可靠性，独立
于 DCS 之外的安全系统。该系统具有实现装置紧急停车和安全联锁所必需的基本功能，
如逻辑运算、事件序列（SOE）、信息管理、可与上位机和 DCS 通讯、系统组态以及自
诊断等。
4.4.4.3 现场仪表
（1）温度仪表
就地温度指示仪表选用防护抽芯式双金属温度计，表盘直径 100mm。集中检测和
控制用测温元件，温度较高时采用热电偶，分度号为 K；温度较低时采用热电阻，分度
号为 Pt100。除非工艺介质有特殊要求，一般采用 304 不锈钢的保护管。
（2）压力仪表
就地压力指示仪表根据不同工况选用弹簧管压力表、膜盒压力表或差压表；对于易
发生堵塞及强腐蚀性场合，选用隔膜压力表，隔膜材料根据工艺介质情况选用；泵出口
就地压力测量尽可能选用耐震压力表。压力表刻度盘直径一般为 150mm。集中压力检
测采用压力变送器。对于结晶、腐蚀、高粘度场合，采用法兰远传压力变送器。
（3）流量仪表
流量测量一般选用标准孔板、涡街流量计或国外进口靶式流量计。电磁流量计用于
强腐蚀性或含有固体颗粒的导电介质的流量测量。关键计量仪表选用国外进口知名品牌
的质量流量计。管道内径小于 80mm 的流量测量，一般采用金属转子流量计。标准孔板
或喷嘴用于高压蒸汽流量的测量。
（4）物位仪表
集中液位测量一般选用导波雷达或差压式变送器，对于腐蚀性、易结晶的介质采用
隔膜密封型液位变送器。
（5）分析仪表
氧分析仪和红外气体分析仪分别用于工艺介质中 O2、CO、CO2 含量的分析。工业
色谱仪用于工艺介质全组份的分析。
（6）控制阀
控制阀主要选择单座柱塞阀或套筒阀。介质为高粘度、含颗粒的场合，选用旋塞阀。
工艺过程发生故障时需要阀紧急打开或关闭的场合，选用配有电磁阀的快速切断阀。控
制阀阀体材质与管道材质相符或更高，阀内件材质根据介质情况确定。执行机构一般采
用气动薄膜式。快速切断阀和旋塞阀采用气动活塞式执行机构。
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（7）其它
可燃气体检测器一般选用普通催化燃烧型，有毒气体检测器一般选用定电位电解
型。
4.4.5 动力供应
4.4.5.1 仪表电源
生产装置仪表电源为 220VAC±10%，50±1 Hz 单相或 380VAC±10%，50±1 Hz 三相
交流电源。各控制室设置不间断电源（UPS）。蓄电池后备时间为 30 分钟，由 UPS 对
仪表设备供电。
4.4.5.2 仪表气源
仪表空气质量符合《仪表供气设计规定》H/T20510－2000 的有关要求。仪表空气
的露点应比工作环境、历史上年（季）极端最低温度至少低 10C，含尘粒径不应大于
3m，油份含量应控制在 8ppm (重量)以下。仪表气源来自空压站。送至各用气装置的
仪表气源压力不低于 0.6MPa(G)。空压站备用气源保持时间为 30 分钟。
4.4.5.3 仪修
本项目属于全厂新建项目，需设置仪表修理车间，负责各装置的仪表和控制系统的
维护及检修工作，以确保生产装置正常运行。厂区仪修考虑日常维护和小修及中修。仪
表修理车间需配置专业仪表修理人员和专用修理仪器工具及标准校验仪器。
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5 原材料及动力供应
5.1 原料供应
5.1.1 主要原材料的品种、质量、年需要量
原料煤的规格及选择
初步探明，新疆广汇在富蕴县喀木斯特拥有的煤田，煤种属长焰煤，以不粘煤为主，
原煤低位发热量平均 25.58 MJ/kg，煤的灰熔点介于 1100~1250℃之间，具有低—特低灰、
特低硫、低—中磷、高热值、含油、气化指标较好、中等易磨、块煤多等特点，是良好
的工业动力、民用煤，气化用煤和化工用煤。根据喀木斯特矿区总规区域内已探明煤炭
资源总量约 61 亿吨。
5.1.2 原燃料煤的规格
干燥无灰基 收到基
要求基准 Basis 空气干燥基 干燥基
Dry ash-free As
分析项目 Item Air dried basis Dried basis
basis receive
全 水 Total
18.3
moisture %
水 分
12.19
Moisture %
灰 分
6.22 7.08 5.79
Ash %
挥 发 分 Volatile
24.72 28.15 30.30 23.00
matter %
固定碳 Fixed carbon % 56.87 64.77 69.70 52.91
焦渣特征 CRC 2
全硫 Total sulfur % 0.44 0.50 0.54 0.41
高 位 发 热 量 Gross calorific
value 25.40 28.93 31.13
MJ/kg
高 位 发 热 量 Gross calorific
value 6074 6918 7445
cal/g
低位发热量 Net calorific value
22.50
MJ/kg
低位发热量 Net calorific value
5381
cal/g
元素分析 Ultimate analysis
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碳 Carbon % 64.95 73.97 79.61 60.00
氢 Hydrogen % 3.69 4.20 4.52 3.43
氮 Nitrogen % 0.55 0.63 0.67 0.51
氧 Oxygen % 11.96 13.62 14.66 11.13
微量元素 Trace elements
氯 Chlorine % 0.024 0.027 0.029 0.022
磷 Phosphorus % 0.015 0.017 0.018 0.014
砷 Arsenic g/g 1.72 1.96 2.11 1.60
氟 Fluorin g/g 115 131 141 107
粘结指数 Caking index 0
抗碎强度 Shatter strength % 97.3
哈氏可磨性
89
HGI Hardgrove grindability index
真相对密度 True relative density 1.37
视相对密度 Apparent relative density 1.31
坩埚膨胀序数 Crucible swelling number 0
胶质层 Plastometer indices
Ymm 0
Xmm 25
体积曲线 Volume curve 平斜
格－金 Gray-King assay
Waterad % 15.20
CRad % 71.88
Tarad % 7.82
焦型 A
灰熔融性 Ash fusibility （Reducing Atmosphere） ℃
变形温度 Deformation temperature 1280
软化温度 Softening temperature 1290
半球温度 Hemispherical temperature 1300
流动温度 Flow temperature 1310
灰成分 Composition of ash %
SiO2 Silica 22.70
Al2O3 Alumina 10.08
Fe2O3 Feric oxide 19.54
TiO2 Titania 0.62
CaO Lime 26.30
MgO Magnesia 2.83
K2O Potassium oxide 0.16
Na2O Sodium oxide 2.14
MnO2 Manganese 0.66
P2O5 Phosphorus oxide 0.56
SO3 Sulfur trioxide 13.58
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结渣性 Clinkering property %
0.1m/s 13.6
0.2m/s 23.0
0.3m/s 23.8
热稳定性 Thermal stability %
TS+6 39.4
TS6-3 54.3
TS-3-1 6.3
5.1.3 原料煤及燃料煤用量
原料煤及燃料煤用量
原煤用途 粒度 用量（t/h） 日用量（t/d） 年用量（万 t/a）
碎煤加压气化原料煤 6~50mm 716 17184 572.80
水煤浆气化原料煤 ≤6mm 554 13296 443.20
锅炉用燃料煤 ≤6mm 393 9408 314.40
合计 1663 39912 1330.40
5.1.4 原燃料煤的粒度分析
本项目原料及燃料煤总用量为 1663 t/h，其中水煤浆气化和锅炉用 0~6mm 煤量为
57％，固定床加压气化 6~50mm 用煤量为 716 t/h，占工厂用煤量的 43％，能够很好的
对煤矿来煤进行利用。
5.2 主要辅助材料供应
主要辅助材料的规格和用量
运输
序号 品种 主要规格 单位 年需量 供应来源 备注
条件
1 甲醇 汽车 t/a 3296 外购
2 液氨 99.8% 汽车 t/a 120 外购
3 甲基异丁基酮 MIBK 汽车 t/a 11344 外购
4 变换催化剂 Co Mo 汽车 m 3
460 外购 三年
5 合成甲烷触媒 Ni 基 汽车 m3 560 外购 两年
6 甲烷合成保护剂 Zno、Cu 汽车 m3 230 外购 两年
克劳斯及超优
7 硫回收催化剂 汽车 m3 73.4 外购 三年
等催化剂
8 氢氧化钠 30% 汽车 m3/a 2400 外购
9 盐酸 31% 汽车 m3/a 3300 外购
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5.3 动力消耗
5.3.1 动力消耗量
动力消耗量
序号 名称 单位 小时耗量 年耗量 备注
1 新鲜水 t 2995 2396x104
2 电 kWh -37657 -30125.6x104
5.3.2 主要公用工程供应
5.3.2.1 水源
乌伦古河发源于阿勒泰山东部，是一条内陆河。其二台站的多年平均径流量为 9.7
亿方，乌伦古河流经青河、富蕴和福海县，全长 821 公里，其中富蕴县为中游，河段长
210 公里；干流河道平均纵坡 1.09%。
本项目的供水方式主要从恰库尔图镇采取管道输送的方式至厂区，距离约 80 公
里。
5.3.2.2 供电
本项目位于新疆准东电网内，准东电网配电电压由 220KV、110KV、35KV、10KV、
0.4KV 构成。
五彩湾-喀木斯特 220 千伏输变电工程已全面竣工，已建设完成 220KV、导线线径
为 LGJ—2240 的输电线路至喀木斯特 220KV 变电站，该变电站规划建设 2180MVA
变压器两台，目前已建设完成一台 180MVA 变压器。输出电压等级为 110KV、35KV。
该变电站距离煤制天然气项目地 9 公里，截止目前已建设完成一条从喀木斯特 110KV
变电站至煤制天然气项目基地的 35KV 线路，以解决我公司煤制天然气项目的施工以及
生活区用电问题。
煤制天然气项目生产用电由自治区电力公司规划拟建两条 110KV，导线线径 LGJ
—300 的线路，以解决我公司煤制天然气项目外网供电问题。
富蕴县内在建和拟开工建设的水电项目装机达到 40 余万千瓦，富蕴-准东 110 千伏
输变电工程于 2010 年实施；由富蕴县城南 25 公里的 220KV 钟山变引出的钟-恰线 110KV
线路为恰库尔图镇的一座 110KV、50MVA 的变电站供电，目前供水工程全部电负荷由
该变电站供出。
由于项目所在地区在新疆自治区内属于极度缺电地区，同时考虑化工装置运行时
所需多等级蒸汽和热电联产的需要，工厂自备了热电站300MW。
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5.3.2.3 供热
本项目供热车间的锅炉为全厂提供所需各种等级的蒸汽。
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6 建厂条件和厂址方案
6.1 建厂条件
6.1.1 厂址的地理位置、地形、地貌概况
地理位置：
新疆广汇准东喀木斯特年产40 亿立方米煤制天然气项目厂址位于新疆维尔自治区
的富蕴县境内。富蕴县位于新疆维吾尔自治区东北部，地处阿尔泰山南麓，准噶尔盆地
北缘，东临青河县，西连福海县，南与昌吉州毗邻，北与蒙古国接壤。
厂址位于富蕴县县城南约160 公里。厂址东南角地理坐标：东经89°39′15″，北
纬45°42′29″，且地处216 国道西侧。地形、地貌概况：拟建厂址场地地貌属戈壁及
冲洪积平台地貌，海拔标高约960 米左右，地势平坦，地形简单。土地属于国有未利用
荒漠。
6.1.2 工程地质、水文地质、地震和气象等情况
6.1.2.1 区域地层、构造与水文地质：
地层：
区域属准噶尔盆地东北缘分区中的库普小区和乌伦古河小区。依据1975 年区调报告资
料由老到新简述如下：
（一）古生界（Pz）
包括有泥盆系上中下统及石炭系下统。古生界地层总厚度大于6825m。
（二）中生界（Mz）
包括有三叠系中下统上仓房组、上统老鹰沟组、侏罗系下统八道湾组、三工河组、中侏
罗统西山窑组、中上侏罗统石树沟组。
（三）新生界（Kz）
包括有第三系中统索索泉组、上新统独山子组及第四系上更新统—全新统。
地层总厚80m 以上。
上更新统洪积层（Q3pl）
构造
本区域地处准噶尔拗陷区东北缘，乌伦古河凹地以南与东准噶尔褶皱带之交接地段，构
造复杂，各种褶皱及断裂众多，多由一系列复式向、背斜及逆冲断列组成，现就区内主
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要褶皱及断裂简述如下：
1） 阿拉比也巴斯它乌—喀拉安德复式向斜
由泥盆系下统拉比也巴期他乌组（D：a）构成，核部为花岗侵入体，该复式向斜延伸
距离长，其间发育多处次一级向背斜，岩层倾角60 度左右，褶曲走向为西偏北290 度，
但因受压扭性断裂影响，走向上褶曲被错开，平面断距最大可达6 公里。
2） 契里巴斯它乌西北鼻状倾伏背斜
为一向北西倾伏，向南东翘起之鼻状背后斜构造，地层组成为三叠系上统老鹰沟组（T3I）
和侏罗系上、中统，该背斜轴向为北西318°，东北翼较平缓，地层倾角18-35°，西北
翼陡为50°-60°，褶曲走向延伸2.5 公里，宽2 公里，近轴部有一斜向挤压挠曲，呈330°
走向与背斜轴斜交，造成局部产状剧烈变化及整体北翼构造呈弯弧展布，但未发生断裂
错位现象。
3） 阿拉安道巴斯道断裂（Fa）
展布于区内中部，构成三叠系（T3I）与泥盆系直接接触，该断裂走向延伸30 公里，倾
向南，倾角45°-75°，为—压扭性逆冲断裂带，走向260°，挤压破碎带宽度600 米，
并沿其断裂带变亦出露地下水露头。
4） 构造成因分析
本区域是一个构造活动相对频繁发育地区，在侏罗系早期及中期受阿拉安道巴斯基底断
裂影响，在本区发生一系列构造活动，先后形成契里巴斯它乌鼻状倾伏背斜和斜向挤压
挠曲带，其斜向构造应力的变化致使背斜北翼南北两倾构造线呈正反向弧形展布，而在
其应力交合之中部，双向构造应力相互抵消达到一种相对平衡状态，从而使得区内中部
构造线呈缓直线分布。在后期燕山及喜山期构造活动中，其挤压程度不断叠加变化，以
至于造成现今构造形态。
水文地质：
厂址区域位于准噶尔盆地东北缘，乌伦古河凹地以南与准噶尔褶皱带交接地段。区内外
无地表径流，只有高差很小的洪流冲沟。
本区域属典型大陆性干旱气候，蒸发量是降水量的20 余倍，因此，区域水文地质条件
主要受控于区域性地质构造、岩性、地貌及气候等诸多因素的影响。根据各种影响因素
对区域水文地质条件的控制作用，并结合地下水的成因类型，可将该区域划分成二个水
文地质分区。
Ⅰ.区域南部古生界岩层中的裂隙水区。
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Ⅱ山前戈壁平原中新生界岩层中的潜水和承压水区。
6.1.2.2 厂址工程地质、水文地质：
目前，厂址的工程地质、水文地质的勘察工作已完成了初勘工作。
6.1.2.3 地震
本区属于7度地震烈度预测区，地震动峰值加速度为0.10g。
6.1.2.4 气象
本区域属典型之大陆性气候，冬季严寒风沙大，春秋两季短暂，夏季干燥酷热，降水量
稀少，并具日温差大的地区特征。根据富蕴县1999-2008 年的气象资料：
● 气温
极端最高气温 38.9℃
极端最低气温 -41.8℃
年平均气温 4.3℃
平均最高气温 11.9℃
平均最低气温 -1.9℃
●气压
平均气压 925hPa
● 降水量
年平均降水量 208mm
24 小时最大降水量 31.7mm
● 蒸发量
年平均蒸发总量 1445.5mm
年最大蒸发总量 2092mm
● 风
最大风速 20.0m/s
主导风向 WNW
● 积雪、冻土
最大积雪深度 71cm
土壤冻结深度 141cm
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6.1.3 交通运输条件
铁路运输：
福海—富蕴铁路项目预可研已通过国家铁道部审查并报国家发改委，近期将完成可研，
力争近年内开工建设。
公路运输：
厂址傍边为216 国道，公路等级二级、日交通量1100 辆。根据阿勒泰地区公路发展规
划“十二五”期间将216 国道升级改造为一级公路。
6.1.4 主要原材料供应
（1）煤炭
富蕴县喀木斯特矿区煤炭资源丰富，预见远景储量达到466亿吨，总面积约7400 平
方公里。近年来，经过多个煤田地质勘探队伍的努力，目前根据喀木斯特矿区总规区域
内已探明煤炭资源量约为61亿吨，实现了阿勒泰地区找煤的重大突破。该区煤质是低-
中灰、中高挥发分、低硫、中-特高热值的长焰煤和不粘煤，属单—中厚近水平煤层，
开采条件十分有利。
本项目的原料与燃料均由广汇的煤矿供应。该煤矿位于厂址西部，煤矿中心地理坐
标：东经89°31′08″，北纬45°33′41″。
煤矿概况：根据区内钻探工程控制情况，煤层总厚度为最小厚度10.76 米，最大厚
度37.96 米，平均厚度22.73 米。煤层稳定性较好，煤层顶板以灰色、灰白色粉砂岩、
灰黑色炭质泥岩为主，煤层底板以灰色、灰白色泥岩、粉砂岩为主。
煤层煤类为31BN。煤的工业分析为：原煤水分（Mad）含量2.6-12.65%，平均7.02%，
原煤灰分（Ad）产率1.58-35.84%，平均10.83%，浮煤挥发分（Vdaf）产率23.98-49.18%，
平均30.86%。
（2）水泥
可在富蕴县及周围地县市进行采购。
（3）钢材
目前，八一钢铁公司已经具备年产钢300 万吨的生产能力，占据新疆建筑钢材市场
份额的70%左右。该公司主营产品为螺纹钢、线材、高速线材、圆钢等建筑用钢及工业
用钢。部分钢材可以在自治区内采购。
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6.1.5 水源、供排水、防洪等情况
乌伦古河发源于阿勒泰山东部，是一条内陆河。其二台站的多年平均径流量为10.7
亿方，乌伦古河流经青河、富蕴和福海县，全长821公里，其中富蕴县为中游，河段长
210 公里；干流河道平均纵坡1.09%，水资源丰富。
本项目的供水方式主要从恰库尔图镇采取管道输送的方式至厂区，距离约80公里。
本项目的雨水拟采用管道排至厂外；经处理达标的生产废水排至厂外的蒸发池。
因厂址地形十分平坦，工厂的防洪主要考虑为解决厂内内涝。
6.1.6 电源、供电、电讯等情况
本项目位于新疆准东电网内，准东电网配电电压由 220KV、110KV、35KV、10KV、
0.4KV 构成。
五彩湾-喀木斯特 220 千伏输变电工程已全面竣工，已建设完成 220KV、导线线径
为 LGJ—2240 的输电线路至喀木斯特 220KV 变电站，该变电站规划建设 2180MVA
变压器两台，目前已建设完成一台 180MVA 变压器。输出电压等级为 110KV、35KV。
该变电站距离煤制天然气项目地 9 公里，截止目前，已建设完成一条从喀木斯特 220KV
变电站至煤制天然气项目基地的 35KV 线路，以解决煤制天然气项目的施工以及生活区
用电问题。
煤制天然气项目生产用电由自治区电力公司规划拟建两条 110KV，导线线径 LGJ
—300 的线路，以解决煤制天然气项目外网供电问题。
富蕴县内在建和拟开工建设的水电项目装机达到 40 余万千瓦，富蕴-准东 110 千伏
输变电工程于 2010 年实施；由富蕴县城南 25 公里的 220KV 钟山变引出的钟-恰线 110KV
线路为恰库尔图镇的一座 110KV、50MVA 的变电站供电，目前供水工程全部电负荷由
该变电站供出。
由于项目所在地属于自治区极度缺电地区，为了供给化工装置不同压力等级的蒸
汽，本着热电联产的原则，本项目设立了自备300MW热电站。
因现时通讯事业发展很快，固定电话和移动通讯网络遍布全国，故本工程厂外通讯
容易解决。
6.1.7 供热工程情况
供热工程有厂内建热电站解决。
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6.1.8 环境条件
所选厂址区域内均无生态保护区、湿地及生活水源占有问题。目前区内基本无工
业，无任何“三废”排放。
6.1.9 生活福利设施的条件
为了充分利用富蕴县县城已有的公共福利设施，同时考虑到项目所在地距离富蕴县
县城 160公里，考虑工厂3公里外设置生活福利区，但投资不包括在本可研概算范围内。
6.1.10 厂址目前土地使用现状
场地属国有未利用荒漠。
6.1.11 当地协作条件
当地目前几乎没有大型工业企业，故机、电、仪表修理和其它辅助生产的协作在该
境内协作条件差。工厂的机、电、仪表修理仅需要自己设置。
6.1.12 当地社会经济条件
富蕴县位于新疆维吾尔自治区东北部，地处阿尔泰山南麓，准噶尔盆地北缘，东临
青河县，西连福海县，南与昌吉州毗邻，北与蒙古国接壤。县境南北长413 公里，东西
宽180 公里，总面积3.24 万平方公里，习惯放牧面积5.43 万平方公里，边境线长212 公
里，县政府所在地库额齐斯镇距乌鲁木齐市480 公里。县辖6 乡3 镇68 个行政村，县
内居住着汉、哈萨克、维等24 个民族，总人口9 万余人，其中少数民族占总人口的76%。
富蕴县因“天富蕴藏”而得名，矿产、畜牧、水能、旅游等资源得天独厚。一是
矿富。矿产资源品种多，储量丰，尤以稀有、有色、黑色金属闻名，已探明矿种92 种，
占全疆矿种的66.7%。白云母、铍、钾长石居全国之首，铁、铜、钼、铅、锌位居全国
前列。二是水丰。额尔齐斯河、乌伦古河两大水系横贯县域，年径流量为43.54 亿立方
米，水能蕴藏量为96 万千瓦。三是草盛。全县可利用天然草场达7000 多万亩，实际利
面积5000 万亩左右，牲畜最高养饲养量达到130 万头。四是林茂。县森林面积约60 余
公顷，木材积蓄时达3800余万方，林地25.7 公顷，是全国著明、全疆最大的县级山区
林场。五是景秀。县境内气候宜人，环境优美。
近年来，在上级党政的正确领导下，县域经济持续、快速发展。2008 年，全县完
成生产总值35.7 亿元，同比增长24.7%，完成全口径财政收入7.77 亿元。完成固定资产
投资15.15 亿元，同比增长49.5%。完成招商引资到位额12.8 亿元，同比增长29%。
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富蕴县共有规模以上企业20 家，其中蒙库八钢、索尔库都可铜钼矿、可可托海稀
有公司、喀拉通可铜镍矿等为国有大中型企业，其余为股份制企业。
6.1.13 排渣场
本项目的排渣场拟选在位于厂址附近的场地进行堆放，并进行综合利用。
6.2 厂址方案
6.2.1 厂址方案
本项目厂址主要围绕煤矿周围进行了选择，共有多处。地点为煤矿以东，216 国道
西侧。
6.2.2 推荐厂址意见
因在富蕴县境内，选择占地大的煤化工厂址，地点方案较多。经业主及当地相关部
门的人员共同确定，暂按厂址东南角地理坐标：东经89°39′15″，北纬45°42′29″，
且地处216 国道西侧的厂址作为本设计阶段的厂址方案。
厂址靠近煤矿，周围5 公里内无居住区，场址为荒漠，无基本农田，无国防军事禁
区，不在空港控制范围区、泄洪区或洪水淹没区，可以作为煤化工项目厂址。
6.2.3 拟选厂址尚需进行以下工作
1）工程地质初勘
2）地震安全性评价
3）地质灾害危险性评估
4）环境评价
5）地形测量
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7 公用工程和辅助设施方案
7.1 总图运输
7.1.1 设计依据
（1）采用的规范与标准
《工业企业总平面设计规范》（GB50187-93）
《建筑设计防火规范》（GB50016-2006)
《化工企业总图运输设计规范》（GB50489-2009）
《厂矿道路设计规范》（GBJ22-87）
《总图制图标准》（GB/T50103-2010）
《石油化工企业设计防火规范》（GB50160-2008）（2009 年版）
国家、行业的其它有关专业规范、标准和规定。
（2）业主提供的其它资料。
7.1.2 设计基础资料
7.1.2.1 厂址地理位置、地形、地貌概况
新疆广汇准东喀木斯特年产 40 亿 Nm3 煤制天然气项目厂址位于新疆维尔自治区的
富蕴县境内。富蕴县位于新疆维吾尔自治区东北部，地处阿尔泰山南麓，准噶尔盆地北
缘，东临青河县，西连福海县，南与昌吉州毗邻，北与蒙古国接壤。
厂址位于富蕴县县城南约 160 公里。厂址东南角地理坐标：东经 89°39′15″，
北纬 45°42′29″，且地处 216 国道西侧。
7.1.2.2 气象条件、工程地质、水文地质资料
见第六章。
7.1.2.3 交通运输、供水、供电资料
见第六章。
7.1.3 总平面布置
7.1.3.1 布置原则
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1) 满足工艺生产流程要求。总平面布置应尽量因地制宜，紧凑布置，节约用地，
并充分考虑远期发展的可能性。
2) 严格遵守国家现行的防火、安全、环保及卫生等相关法律法规，为安全生产创
造有利条件。
3) 结合当地气象、地质、地形等自然条件，合理划分界区，人货分流，并满足运
输要求，确保交通运输安全畅通。
4) 遵循当地的规划。
7.1.3.2 总平面布置
根据以上布置原则，本着―适用、经济、美观‖的设计理念，努力创造一个有利生产、
环境优美、现代化工厂为最终目标。具体布置有以下内容：
本项目总体规划为两个区块，分别为工厂厂区、厂前区区块。
工厂厂区：
工厂厂区区分生产区、辅助生产区、公用工程区等。
生产区：
生产区又分为煤气化界区、煤气净化界区、甲烷合成界区等。
煤气化界区：煤气化界区共分 3 个，分别为碎煤加压气化界区 2 个，水煤浆气化界
区 1 个。
碎煤加压气化界区地处厂区中部，该区主要由加压气化、煤气水分离、酚回收、氨
回收、煤锁气气柜、煤锁气压缩等构成。
水煤浆气化界区位于总降界区东侧，主要由气化、煤浆制备、排渣、渣水处理等
构成。
煤气净化界区：煤气净化界区位于煤气化界区东侧布置，共分 3 个界区，主要内容
有煤气冷却变换、低温甲醇洗、混合制冷等。
硫回收装置位于水煤浆煤气净化界区的东侧。
甲烷合成界区位于硫回收装置区的东侧，布置有甲烷合成装置（三个系列）、天然
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气干燥及压缩、首站等。
辅助生产区：
辅助生产区紧临与围绕生产区布置。辅助生产区又分备煤界区、空分界区、液体
罐区界区、全厂性仓库及三修、三站等。
备煤界区位于厂区西北，靠近煤矿；并紧邻热电站。内容有受煤坑、输煤栈桥、
贮煤仓、破碎筛分等。
气化排渣等位于煤气化界区；
空分界区位于厂区西北角，热电站北面，主要装置有空分、空压站等；地处厂区
主导风向上风侧，且有利于空分装置本身的安全运行。
液体罐区位于厂区东南角，并靠近工厂货运道路。液体罐区界区布置有液氨储罐、
油品储罐、泡沫站及汽车装卸栈桥等。
全厂性仓库（设备库、电气仪表库、化学品库、化学药剂库、润滑油库、备品备
件库及材料库等）、三修（机修、电修、仪修）等位于厂区的东侧。三站（消防站、气
体防护站、急救站）位于厂前区。
全厂火炬位于厂区南侧蒸发池区域，地处厂区下风侧。
中央控制室、中央化验室与环保监测位于首站的北侧。
车间办公、化验等根据需要在各自生产界区进行了设置。
公用工程区：
公用工程区分热电站界区、循环水界区、供水界区、污水处理界区等。
热电站界区位于厂区的西侧。该区规划总变、热电站、除灰渣系统、点火油库、
烟气脱硫脱硝、硫铵库、凝结水回收等。
循环水界区根据工艺需求进行设置。分别布置在煤气净化界区、煤气化界区、热电
站界区的适当位置。
供水界区位于厂区东北角，靠近厂外供水管道进厂方向。布置由原新鲜水与消防水、
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化学水处理、中水处理、高浓盐水处理等。
污水处理界区位于生产界区西南角，该区布置有污水处理及回用、事故水池、初期
雨水收集池等。
蒸发池位于污水处理界区的东侧。
35KV 变电站、开闭所及变电所等根据需要在各自界区进行了设置。
厂前区：厂前区位于厂区的东北，布置有办公楼、食堂、倒班宿舍、研发中心、换
热站、分变等。
以上布置详见“总平面布置图”。
7.1.4 竖向设计
7.1.4.竖向布置原则
1) 满足工艺生产流程与地上、地下管线敷设要求。
2) 满足运输要求，考虑进出厂铁路与公路连接的要求。
3) 结合自然地形，尽量减少土方工程量。
4) 使场地雨水能迅速排出，不受洪水和内涝的威胁。
7.1.4.2 土方工程量及竖向布置方式
拟建厂址地形较为平坦，地面海拔标高约 960 米左右，故无大量土（石）方工程
量。
根据工厂生产工艺特点及要求，竖向布置方式拟采用平坡式布置。
7.1.5 工厂运输
7.1.5.1 工厂运输量及运输方式
本项目的年运输量约为 1467.846 万吨，主要品种为原料煤、燃料煤、渣、灰、化
工液体产品、化工原材料及生活用品等。其中年运入 1333.159 万吨,运出 134.685 万吨。
运输方式：原、燃料煤采用胶带运输（少量采用公路运输）输至厂内；产品气体采
用管道输至厂外；余者采用公路运输。运输量详见工厂运输量总表。
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工厂运输量表 单位：万吨/年
项目 名称 运输量 运输方式 包装方式 备注
原料煤 1016.64 皮带 散
燃料煤 314.4 皮带 散
甲醇 0.33 公路 槽车
液氨 0.012 公路 槽车
甲基异丁基酮 MIBK 1.13 公路 桶装
460
变换催化剂 0.015 公路 桶装 3
运入 m /3 年
合成甲烷触媒 0.0322 公路 桶装
甲烷合成保护剂 0.0276 公路 桶装
硫回收催化剂 0.002 公路 桶装
氢氧化钠 0.24 公路 槽车
盐酸 0.33 公路 槽车
小计 1333.159
项目 名称 运输量 运输方式 包装方式 备注
焦油 14.976 公路
中油 16.72 公路
粗酚 5.904 公路 槽车
石脑油 4.032 公路 槽车
硫磺 2.88 公路 槽车
运出
液氨 0.64 公路 槽车
硫酸铵 5.048 公路 散
废催化剂 0.0768 公路 散
灰、渣 84.41 公路 散
小计 134.685
合计 1467.846
7.1.5.2 公路运输
为满足工厂生产运输与消防安全之需，厂区规划了环行道路。路面宽度分别为
18.0m、12.0m、9.0m、6.0m。并根据需要设置支道、车间引道与人行道。
厂内道路为城市型，路面结构采用普通混凝土路面。道路交叉口路面内缘转弯半径
一般情况采用 12.0m。
7.1.5.3 运输设备
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工厂布置了停车场、装卸货物作业场。
在货运大门处设置了电子汽车衡，以便于货物进出厂计量。
7.1.5.4 运输设备
公路运输设备：
为了实现运输社会化，本工程不配备大量的生产运输车辆。
根据工厂实际，仅配备了运灰、渣车辆等。
7.1.6 工厂防护
在工厂的四周设置了围墙。
工厂设置了三处出入口，分别为人流与物流。各处大门均设置了门卫室。
7.1.7 消防
根据本工程生产工艺的特点及厂址所在位置，工厂需设置消防站，其主要内容有：
消防车、消防车库及人员宿舍、训练塔与训练场地等。
7.1.8 工厂绿化
在车间周围、道路两侧及可绿化的地段内全部进行绿化。绿化的重点为厂前区。绿
化可铺植适合当地气候、土壤的草坪，种植乔木与灌木等树种。绿化系数 15%。
7.1.9 厂外工程
7.1.9.1 排渣场
工厂年排渣场位于厂区附近的荒漠上。
7.1.9.2 厂外公路
工厂的厂外公路分别接至现有公路。
7.2 给水排水
7.2.1 概述
7.2.1.1 设计范围
本工程设计范围为购地红线外 1 米，设计内容包括：原水给水系统、厂区生产给水
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系统、生活给水系统、稳高压消防给水系统、循环水系统；厂区生产污水排水系统、生
活污水排水系统、雨水排水系统、清净废水排水系统、中水回用、高浓盐水处理、强制
蒸发、污水处理系统、事故水收集系统等。
7.2.1.2 设计执行的法规及标准、规范
《室外给水设计规范》 GB50013-2006
《室外排水设计规范》 GB50014-2006
《建筑给水排水设计规范》 GB50015-2003
《建筑设计防火规范》 GB50016-2006
《石油化工企业设计防火规范》 GB50160-2008
《化工企业给排水设计施工图内容深度统一规定》 HG/T20572-2007
《建筑给水排水及采暖工程施工质量验收规范》 GB50242-2002
《工业循环冷却水处理设计规范》 GB50050-2007
《工业循环水冷却设计规范》 GB/T50102-2003
《固定消防炮灭火系统设计规范》 GB50338-2003
《污水再生利用工程设计规范》 GB50335-2002
7.2.2 厂区给水
7.2.2.1 给水水源
本工程生产用水量为 2995m3/h，由煤化工园区工业水管网供给，送至厂区围墙外
一米处。煤化工园区水源来自乌伦古河。
乌伦古河发源于阿勒泰山东部，是一条内陆河。其二台站的多年平均径流量为 10.7
亿方，乌伦古河流经青河、富蕴和福海县，全长 821 公里，其中富蕴县为中游，河段长
210 公里；干流河道平均纵坡 1.09%。
富蕴县乌伦古河经检测水质 PH 为 8.0，水质偏碱性，矿化度为 264mg/L，总硬度为
175.1mg/L。水化学类型为重碳酸盐类，钾钠组，Ⅱ型。其水质如下：
乌伦古河枯水季节水质
口味 气味 色度 浑浊度 肉眼可见物
无 无 ＜5 ＜1 无
C 检验
检验项目 ρ mg/L X ρ mg/L 检验项目 mg/L
mmol/L 项目
阳 K+ 3.4 0.09 1.8 Cu ＜0.05 V ——
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Na+ 35.4 1.54 30 Pb ＜0.01 BOD ——
离 +
Ca2 18.8 0.94 18.3 Zn —— 余氯 ——
2+
子 Mg 31.1 2.56 49.8 Cd —— 悬浮物 10.8
3+
Fe 0.1 0.01 0.2 Mn ＜0.05 含油物 ——
Fe2+ ＜0.1 Co —— 溶解氧 ——
NH4+ ＜0.1 Ni —— 硫化物 ——
3+
Al ＜0.1 Hg —— 全硅 19.4
∑ 88.8 5.14 100.1 Se —— 活性炭 11
-
Cl 21.3 0.3 11.7 I —— 非活性炭 8.4
SO42- 96.1 2 39 As 细菌总数 ——cfu/ml
——
HCO3- 149.5 2.45 47.8 Cr 大肠菌群
cfu/100ml
阴离
阴 2
CO3 0 子洗 ——
涤剂 546.5
离 电导率
OH -
0 Fe 总 —— （25℃）
3-
子 NO 3.6 0.06 1.2 酚 ＜0.002
NO2- 0.053 氰 —— （CaCO3 计）
项目
PO4 3-
＜0.1 Br —— mg/L
F- 0.4 0.02 0.4 HBO2 —— 总硬度 175.1
∑ 271 5.13 100.1 Li —— 永久硬度 52.5
检验项目 检验项目 Sr —— 暂时硬度 122.6
游离 CO 3.9 HSiO 11 Ag —— 负硬度 0
溶解性总
侵蚀性 CO —— 296 Ba —— 总碱度 122.6
固体
COD 1.9 PH 值 8 Mo —— 总酸度 ——
乌伦古河洪水季节水质
口味 气味 色度 浑浊度 肉眼可见物
无 无 微浅黄色 较浑浊 无
-2
检验项目 ρ(mg/L Cmmol/L X10 检验项目 ρmg/L 检验项目 ρmg/L
+
K 9.6 0.25 4.8 Cu <0.05 V ——
+
Na 40.4 1.76 33.7 Pb <0.01 BOD5 ——
2+
Ca 46.1 2.30 44.0 Zn —— 余氯 ——
2+
阳 Mg 11.2 0.92 17.6 Cd —— 悬浮物 156.3
离 3+
子 Fe <0.1 Mn <0.05 含油量 ——
2+
Fe <0.1 Co —— 溶解氧 ——
+
NH4 <0.1 Ni —— 硫化物 ——
3+
Al <0.1 Hg —— 全硅 14.5
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Z+
∑B 107.3 5.23 100.1 Se —— 活性硅 4.5
-
CL 17.7 0.50 9.2 I —— 非活性硅 10.0
2-
SO4 99.9 2.08 38.1 As <0.005 细菌总数 ——cfu/ml
- 6+ ——
HCO3 158.0 2.59 47.4 Cr <0.005 大肠菌群
cfu/100ml
2- 阴离子洗
CO3 0.0 ——
涤剂 534.9
阴 - 电导率
OH 0.0 Fe 总 —— uS/cm
离
-
子 NO3 15.8 0.25 4.6 酚 <0.002 (25℃)
-
NO2 0.055 氰 —— (CaCO3 计)
项目
PO4
3-
<0.1 Br —— mg/L
-
F 0.8 0.04 0.7 HBO2 —— 总硬度 161.1
Z-
∑B 292.3 5.46 100.0 Li —— 永久硬度 31.5
Z± Z±
ρB ρB
检验项目 检验项目 Sr —— 暂时硬度 129.6
(mg/L) (mg/L)
游离 CO2 5.8 H2SiO3 7.1 Ag —— 负硬度 0.0
溶解性总
侵蚀性 CO2 —— 327.7 Ba —— 总碱度 129.6
固体
CODMn 5.8 pH 值 7.90 Mo —— 总酸度 ——
综上所述，煤化工园区提供的生产、生活给水，其水质、水量均可满足本工程用水
要求。
7.2.2.2 全厂生产、生活用水量及水量平衡方案
设计采用将全厂生产、生活污水集中经过生化及深度处理，循环水排污水、脱盐水
站排水经超滤+反渗透脱盐、浓盐水回收处理及强制蒸发器回收处理后，均回用作为循
环水补充水。因此，全厂生产用水经常用水量为 2995m3/h（2396 万吨/年）；
全厂生活经常用水量为 20m3/h（17.52 万吨/年）；
循环水经常用水量为 164309m3/h，其中：
气化循环水经常用水量为 26259m3/h；
净化合成循环水经常用水量为 96910m3/h；
空分电站循环水经常用水量为 41140m3/h。
用水量详见全厂生产、生活用水水量一览表、循环水水量一览表和全厂水平衡
图。本工程生产用水的主要技术经济指标为：
水的重复利用率为 98.2%，冷却水循环率为 99.3%；
单位产品新鲜水耗量为 5.46m3 水/kNm3 天然气。
7.2.2.3 给水管道系统划分
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根据各用户对水量、水质、水压、位置及用途的不同要求，并结合生产性质和工艺
要求，将厂区给水系统划分为原水供水系统、生产给水系统、生活给水系统和稳高压消
防给水系统。
（1） 原水供水系统
该系统主要将煤化工园区的工业水引入厂区生产消防贮水池。
将煤化工园区的生活水引入厂区生活贮水池。
（2） 生活给水系统
该系统主要供全厂生活化验等用水，用水量为 20m3/h，系统压力 0.50MPa,由三台
SLW50-200A 型变频水泵（一开二备）加压供水，单机性能：Q=8.3-11.7-15.3m3/h，
H=55.8-54-52 米,配套电机 N=7.5Kw，n=2950rad/min。
厂区生活给水管网呈支状布置。
（3） 生产给水系统
该系统主要供全厂生产用水，用水量为 2995m3/h，系统压力 0.40MPa,由三台
DFSS400-13N/4A 型水泵（二开一备）加压供水，单机性能：Q=1005-1675-2075m3/h，
H=61-51-42 米,配套电机 N=315Kw，n=1480rad/min。
厂区生产给水管网呈支状布置。
（4） 稳高压消防给水系统
本系统主要满足全厂的消防要求而设置。根据《建筑设计防火规范》
（GB50016-2006）和《石油化工企业设计防火规范》（GB50160-2008），本工程占地面
积大于 100ha，厂区同一时间内的火灾次数为 2 次。结合生产性质和工艺要求，工艺装
置区最大消防用水量 400L/S，火灾延续时间 6 小时；辅助生产区最大消防用水量 120L/S,
火灾延续时间 3 小时，故所需消防水量 9936m3，供水压力 1.0MPa。
需新建 6000 立方米的矩形钢筋混凝土清水池四座，以满足 9936 立方米消防贮存水
的要求，并可满足 4.7 小时的临时生产用水需求。
消防水池设有液位监测仪表，以保证消防储量不被动用。
消防加压泵选用 SLOW200-660A 型柴油驱动离心泵三台，备用泵选用同型号电驱
动离心泵一台，单机性能：Q=240-670.2-790m3/h，H=132-114.5-103 米，配套驱动功率
为 N=315kW；稳压泵采用 80GDL36-12x9 型多级离心泵二台，一开一备，单机性能：
Q=18-35m3/h，H=111-87 米,配套电机 N=22kW，n=1480rad/min。
为今后检测维修方便，泵房另设有最大起重量 5 吨的 MDI5-9 型电动葫芦一套。
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厂区管网呈环状布置，消火栓采用 SS150/65-1.6 型室外地上式消火栓，布置间距不
大于 60 米。另在工艺装置区及产品罐区设置消防水炮，以进行特殊保护。
（5） 全厂循环水系统
全厂循环冷却水总用水量为 164309m3/h，根据工艺用水压力及补充水水质的不同，
循环水系统划分为空分电站循环水、净化合成循环水、气化循环水三部分。
空分电站循环水
负责空分、电站循环冷却水供给。循环水量为 41140m3/h，供水压力 0.40MPa，供
水温度 30℃，回水水温 40℃。
冷却塔设计采用钢筋混凝土逆流式冷却塔八座。单台冷却能力为 5200m3/h，配套
风机采用 LF92 型冷却塔风机，单机性能：风量 310X104m3/h，风压 135Pa，配套电机
N=200Kw。
泵房采用半地下式泵房，设 DFSS1400-13/12B 型离心泵二台常开，采用蒸汽驱动，
单机性能：Q=18030-21635m3/h，H=54-48 米，配套驱动功率 N=3550kW，n=490rad/min；
调 峰 及 开 车 水 泵 采 用 DFSS500-19/4 型 离 心 泵 二 台 ， 一 开 一 备 ， 单 机 性 能 ：
Q=1920-3200-4000m3/h，H=59-48-36 米，配套电机 N=560 kW，n=1480rad/min。
为今后检测维修方便，泵房另设有最大起重量 25 吨的电动起重机一套。
净化合成循环水
负责净化、合成单元的循环冷却水供给。循环水量为 96910m3/h，供水压力 0.40MPa，
供水温度 30℃，回水水温 40℃。
冷却塔设计采用钢筋混凝土逆流式冷却塔十八座。单台冷却能力为 5500 m3/h，配
套风机采用 LF98 型冷却塔风机，单机性能：风量 350X104m3/h，风压 135Pa，配套电
机 N=220Kw。
泵房采用半地下式泵房，设 DFSS1400-13/12B 型离心泵五台常开，采用蒸汽驱动，
单机性能：Q=18030-21635m3/h，H=54-48 米，配套驱动功率 N=3550kW，n=490rad/min；
调 峰 及 开 车 水 泵 采 用 DFSS500-19/4 型 离 心 泵 二 台 ， 一 开 一 备 ， 单 机 性 能 ：
Q=1920-3200-4000m3/h，H=59-48-36 米，配套电机 N=560 kW，n=1480rad/min。
为今后检测维修方便，泵房另设有最大起重量 25 吨的电动起重机一套。
气化循环水
负责煤气化单元的循环冷却水供给。循环水量为 26259m3/h，供水压力 0.40MPa，
供水温度 30℃，回水水温 40℃。
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冷却塔设计采用钢筋混凝土逆流式冷却塔五座。单台冷却能力为 5400m3/h，配套
风机采用 LF98 型冷却塔风机，单机性能：风量 350X104m3/h，风压 135Pa，配套电机
N=220Kw。
泵房采用半地下式泵房，设 DFSS1400-13/12B 型离心泵一台常开，采用蒸汽驱动，
单机性能：Q=18030-21635m3/h，H=54-48 米，配套驱动功率 N=3550kW，n=490rad/min；
调 峰 及 开 车 水 泵 采 用 DFSS800-18/6B 型 离 心 泵 二 台 ， 一 开 一 备 ， 单 机 性 能 ：
Q=4355-6220-7200m3/h，H=53-46-39 米，配套电机 N=900 kW，n=990rad/min。
为今后检测维修方便，泵房另设有最大起重量 25 吨的电动起重机一套。
其它
为满足换热设备对循环水系统水质的要求，循环水系统均设置水质稳定处理，旁滤
水处理等辅助设施。
为了控制循环冷却水水质引起的系统结垢、腐蚀和微生物等问题，保证换热器的换
热效率和使用年限，维持系统稳定运行，需在循环水系统投加水质稳定剂、杀菌剂。同
时考虑到循环水系统运行的安全性和经济性，对水质进行在线监测。
为控制循环水系统浊度，满足工艺设备对循环水水质的要求，在循环水系统回水管
上设置旁流过滤，考虑当地气候条件，旁滤水量按照 5%的循环水流量设计。
为节约水资源综合利用，在各循环水系统均设反洗回用水池用于收集循环水排污水
及旁滤反洗排水，经反洗回用水泵加压后送至中水处理。
7.2.2.4 给水管道设施，基础、接管、管材、防腐等措施
循环水系统管材均采用钢管，焊接连接为主。埋地钢管采用环氧煤沥青加强级防腐
层防腐；明露钢管除锈后，外刷底漆一道，面漆二道防腐。
7.2.3 工厂排水
7.2.3.1 全厂排水系统的划分和技术方案的选择
厂区排水划分为生活污水排水系统、生产污水排水系统、雨水排水系统、中水排水
系统、事故排水系统。各系统水量详见水量一览表和全厂水平衡图。分述如下：
（1） 生活污水排水系统
各车间排出的生活、化验污水等生活污水（16m3/h），由本系统收集，送污水处理
装置。
（2） 生产污水排水系统
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各车间排出的地坪冲洗水等无压排水（20m3/h）由本系统收集，送污水处理装置；
污染区域的初期雨水收集到初期雨水收集池，加压送污水处理装置；低温甲醇洗所排有
压污水 76m3/h、气化所排有压污水 601.2m3/h，经外管架送入污水处理装置。
污水处理装置出水达到国家《污水再生利用工程设计规范》（GB50335-2002）中的
工业循环冷却水补充水水质要求，回用作为气化、净化合成循环水的补充水及气化、锅
炉装置排渣的生产用水。
（3） 中水排水系统
本系统主要收集脱盐水站、空分电站循环水、净化合成循环水的排污水，经常排水
量为 629.5m3/h，送至中水处理站，产水 409.5m3/h 回用作为循环水的补充水。
中水回用装置经常排水量为 220m3/h、气化循环水的排污水量为 118m3/h，一同排
至高浓盐水处理装置，产水 282.5m3/h 回用作为循环水补充水。
高浓盐水处理装置排水系统经常排水量为 52m3/h，经收集后排至强制蒸发装置，
产水 26m3/h 回用作为循环水的补充水，残存液 26m3/h 进行结晶，事故态或检修时自然
蒸发处理。
（4） 雨水排水系统
厂区清净雨水经本系统收集，排入煤化工园区雨水管网。
（5） 事故污水收集系统
为防范和控制本工程工艺装置发生事故时及事故处理过程中产生的物料泄漏和污
水对周边水体环境的污染及危害，降低环境风险，根据《水体污染防控紧急措施设计导
则》(中国石化建标[2006]43号)的规定，本工程在厂区设置事故水池四座。
事故水池为钢筋混凝土结构, 每座有效容积 24000m3。
发生事故时，工艺装置区或储罐区围堰内的物料及污染的消防水全部由废水管道收
集后，贮存于事故水池内，以防止对周边水体环境造成污染及危害。
7.2.3.2 中水处理系统
为节约新鲜水用水量，设计将化学水站排水及循环水排污水收集后，进入中水回用
装置，产品水回用作为循环水补充水。设计处理规模采用 800m3/h。
设计考虑到脱盐水站排水和循环水系统排污水不合格项目主要为悬浮物、总溶解
性固体。因此，根据国内中水处理的成功运行经验，处理工艺采用超滤+反渗透处理工
艺。中水处理方块流程图详见下图：
来水化学混凝沉淀原水调节池原水加压泵多介质过滤器叠片过滤器超滤装置
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超滤产水池超滤水泵RO 保安过滤器RO 高压泵RO 装置RO 产水池产水加压
泵循环水系统
为防止多介质过滤器出水跑砂，从而影响超滤的使用寿命，在超滤前设计增加了叠
片过滤器，作为超滤装置的保安过滤器。
为保证反渗透装置的使用寿命、减少反洗频率，在反渗透装置前设置了超滤装置。
反渗透的预处理设施设计采用叠片式过滤器+超滤，可以比传统处理工艺提供更好
的处理效果，能够去除 98%以上的有机物，99.99%以上的微生物，确保产水 SDI 小于 1，
为反渗透膜提供最大限度的保护，保证 RO 的进水要求。
超滤膜分离技术具有占地面积小、出水水质好、自动化程高等特点。能长期保证产
水水质，对胶体、悬浮颗粒、色度、浊度、细菌、大分子有机物具有良好的分离能力。
超滤装置采用全流过滤、频繁反洗的全自动连续运行方式。其运行情况为：运行
30 分钟，反冲洗 40 秒。气洗时间间隔为 12-24 小时。系统采用 PLC 全自动控制。化学
清洗频率 2~3 个月，和反渗透共用一套化学清洗系统。
中水回用装置分为四套，并联运行，每套装置的处理水量为 200m3/h。
7.2.3.3 高浓盐水处理
本系统主要将中水处理系统所排浓盐水进一步处理回用，主要包括以下工艺：石灰
软化、多介质过滤、反渗透。设计处理规模采用 400m3/h。
（1）预处理系统
由于本系统进水水质中总溶解固形物（TDS）、硬度都很高，如在预处理系统不进
行软化处理，则会在反渗透膜上形成难溶，且不易清洗的硫酸钙和氟化钙等结垢，直接
影响反渗透系统的安全正常运行。同时，预处理系统主要还担负去除水中的颗粒、细菌、
胶体、悬浮物、大分子有机物、病毒、浊度等，使出水满足反渗透的进水条件。
本方案软化系统采用药剂软化法。药剂软化法就是通过投加石灰和苏打等药剂，以
提高 pH 值，使 Ca2+和 Mg2+分别以 CaCO3 和 Mg（OH）2 的形式在水中沉析出来。石灰
用以降低水的碳酸盐硬度，苏打用以降低水的非碳酸盐硬度，软化反应如下：
Ca(HCO3)+ Ca(OH)2 ＝CaCO3↓+2H2O
Mg(HCO3)2+Ca(OH)2 =CaCO3↓+MgCO3+2H2O
CaSO4+NaCO3 = CaCO3↓+Na2SO4
CaCl2+NaCO3 = CaCO3↓+2NaCl
MgSO4+NaCO3 = MgCO3↓+Na2SO4
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MgCl2+NaCO3 = MgCO3↓+2NaCl
MgCO3+Ca(OH)2 ＝Mg(OH)2↓+CaCO3↓
其中 CaCO3 和 Mg(OH)2 为沉淀物，CaCO3 具有良好的絮凝作用，钙镁二价离子形
成的沉淀物，在下沉过程中起到混凝剂的作用，使各种沉淀物在反应池中絮凝，在沉淀
池和滤池中去除。
来水经过预处理系统处理后，总硬度大约降低 60%，二氧化硅大约降低 50%。氯
化铁在澄清设备中作为凝聚剂。澄清池的出水用双介质过滤器进行过滤，除掉悬浮物，
进入过滤器之前要添加硫酸，将 pH 值控制在 7 左右。
为控制膜的潜在生物污染、防止钙盐沉积在膜元件的表面上，在过滤后的水中投加
有机阻垢剂和加氯后，集中到清水池，加压进入反渗透系统。
预处理系统主要包括石灰加药系统、机械澄清池、多介质过滤、污泥处置系统等。
（2）反渗透系统
反渗透系统主要去除水中溶解的绝大部分无机盐。
为了提高产水的质量和考虑生产的灵活性，采用两级反渗透。预处理的高浓度含盐
水加压到 7.0MPa，送到第一级反渗透系统，该系统的回收率为 60%，出水含盐量小于
600mg/L。第二级反渗透系统是高回收率的脱盐系统，该系统以第一级浓盐水为其给水，
给水压力为 10MPa，回收率为 50%，出水含盐量小于 1000mg/L。
反渗透系统选用海水淡化系统中常用的醋酸纤维膜，因为它的耐氯性能好，在许多
废水处理系统中证实其耐污染性强。
高浓盐水处理装置产水回用作为循环水补充水，所排剩余超浓盐水送入强制蒸发装
置。
7.2.3.4 强制蒸发及结晶
剩余的高浓度含盐水采用蒸发及结晶装置进行蒸发、结晶处理。设计处理规模采用
65m3/h。
需要进行蒸发结晶处理的反渗透浓缩液及其它废水首先进入水质调节池，经水质调
节后的废水被泵入预热器进行预热。经过预热后的废水进入精密过滤器，随后进入蒸发
器进行蒸发结晶，具体的物料流动过程为：
经预热器加热后，反渗透浓缩液首先进入分离器，反渗透浓缩液在分离器中经加热
室均匀在加热管内壁从下向上流动，同时被加热至沸点，使之达到沸腾状态，加热后部
分水分蒸发，进入分离室完成汽、液分离，饱和母液由出料泵排出，至固液分离设备进
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行固液分离，分离后的母液返回废水水质调节池或直接进入蒸发系统，继续蒸发结晶，
使整个蒸发结晶过程形成一个连续循环作业的工作过程。
为保证本工程在任何情况下均不向外界排放废水，设计新建自然蒸发池一座，用以
贮存回用水系统事故、检修等非正常状况下的事故排水。
7.2.3.5 污水处理
（1）污水处理规模
本项目污水处理系统负责全厂生产、生活及工艺装置生产污水处理，需处理的污水
量 713.2m3/h。考虑生产污水的波动性和不可预见水量，并结合企业今后的发展，生化
处理规模确定为 800m3/h（19200 m3/d）。
处理后出水回用作为循环水补充水及气化、锅炉排渣生产用水，以再生水代替新鲜
水，以缓解当地供水紧张状况。根据《污水再生利用工程设计规范》（GB50335-2002），
确定本污水处理工程的出水水质为：
出水水质一览表
循环冷却 循环冷却
项 目 项 目
补充水 补充水
PH 值 6.5～9.0 总碱度（以 CaCO3 计 mg/L） 350
浊度（度） 5 氨氮（mg/L） 10
BOD5（mg/L） 10 总磷（以 P 计）（mg/L） 1
CODCr（mg/L） 60 溶解性总固体（mg/L） 1000
总硬度（以 CaCO3 计 mg/L） 450 游离余氯（mg/L） 末端 0.1-0.2
（2）水质特点分析
a) 在前处理过程中，应考虑隔油，气浮相结合的预处理工艺。
b) 废水 B/C 比接近 0.50，所以此废水可以生化处理。
c) 废水综合氨氮约在 270mg/L 左右，在 AO 段回流比应考虑 400％左右，在一段
生化以前，应考虑取得最高脱氮效率，同时在 AO 生化在脱氮过程需要补充 C 源。
d) 生化完色度、浊度仍然会较高，应考虑采用药剂脱色。
e) 深度处理采用超滤膜法，让废水达到回用水标准。
（3）技术路线选择原则
a) 严格执行国家及地方环境保护的各项规定，确保各项出水指标达到规定的排放
标准。
b) 合理选择预处理，生化处理，末端保障处理工艺，分质分流处理，合理安排工
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艺流程。
c) 采用工艺先进、成熟，管理方便的设计方案。
d) 减少投资和日常运行费用。
e) 设备选型合理、可靠、先进。
f) 运行管理方便，运转方式灵活，并可根据不同的进水水质调整运行方式和参数，
最大限度地发挥处理装置和构筑物的处理能力。
g) 便于实现处理过程的自动控制，提高管理水平。
h) 保障正常运行使用，避免造成二次污染。
污水处理工艺的选择直接关系到污水处理系统的建设投资、运行成本的高低及出水
水质，运行管理是否方便可靠。由于单一技术处理的局限性，考虑优化组合各种单一技
术。本方案将高浓度废水与低浓度废水分开处理，合理分配，合理投资。
（4）总工艺路线分解
污水→预处理+A/O 生化处理+絮凝沉淀+臭氧催化氧化+浅层砂过滤+浸没式超滤
→污水回用
（5）路线说明
a) 预处理工段：去除废水的油类和悬浮物，以便于提高生化处理效率；
b) 生化段：采用合理生化工艺路组合线去除大部分 COD、氨氮和有机物等污染物；
c) 深度处理段：保证出水达到回用水要求；
d) 污泥综合处理段：污泥脱水保证安全填埋。
（6）流程说明
预处理工段：工艺生产污水经过隔油除油，之后各自经过二级气浮处理去除残留浮
油、乳化油，出水进入调节池；含油污水、生活污水及地面冲洗水经过格栅和气浮预处
理之后，进入调节池，进行水质水量均衡。
AO 生化工段：经预处理之后的废水通过 A/O 生化处理，去除大部分 COD、BOD、
NH3-N、酚类等污染物。
物化段：生化出水经过混凝沉淀，可以去除大部分色度以及胶体污染物质。
深度强化段：物化出水首先采用臭氧氧化技术，氧化完废水残存的难于生物降解的
COD，出水经浅层砂过滤器过滤后，进入浸没式超滤系统，出水即可达标回用。
污泥处理：系统在处理过程中所产生的污泥收集在污泥井中，然后通过浓缩一体带
式脱水机进行脱水，脱完水污泥进行焚烧或卫生填埋处理。
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生产水用水量一览表
序 使用 排水量 余压 使用
车间或工段名称 用途 用量 m3/h 温度℃ 水压 MPa 3
温度℃ 备注
号 情况 m /h MPa 情况
1 空分电站循环水 补充水 228.5 18 0.40 连续 110 40 0.25 连续
送中水回用
2 净化合成循环水 补充水 871.2 18 0.40 连续 329.5 40 0.25 连续
3 气化循环水 补充水 - - 0.40 连续 118 40 0.25 连续 送高浓盐水处理
4 脱盐水站 生产 1596 18 0.40 连续 190 20 0.25 连续 送中水回用
5 18 0.25 连续 回用为净化合成
5 凝结水处理站 生产 5 18 0.40 连续
55.3 40 0.25 连续 循环水补充水
6 德士古气化 生产 70 18 0.40 连续
7 地面冲洗水 生产 30 18 0.40 间断 20 20 0 间断 污水处理站
8 未预见水量 生产 194.3
9 合 计 2995 18 827.8
循环水水量一览表
序 使用 余压 使用
车间或工段名称 用途 用水量 m3/h 温度℃ 水压 MPa 排水量 m3/h 温度℃
号 情况 MPa 情况
1 空分电站循环水
1.1 空 分 冷却 35140 30 0.40 连续 35140 40 0.25 连续
1.2 电 站 冷却 6000 30 0.40 连续 6000 40 0.25 连续
1.3 小 计 冷却 41140 30 0.40 连续 41140 40 0.25 连续
2 净化合成循环水
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2.1 低温甲醇洗 冷却 8320 30 0.40 连续 8320 40 0.25 连续
2.2 甲烷合成 冷却 2955 30 0.40 连续 2955 40 0.25 连续
2.3 压缩干燥 冷却 13475 30 0.40 连续 13475 40 0.25 连续
2.4 煤锁气压缩 冷却 1260 30 0.40 连续 1260 40 0.25 连续
2.5 吸收制冷/混合制冷 冷却 64400 30 0.40 连续 64400 40 0.25 连续
2.6 凝结水处理 冷却 6000 30 0.40 连续 6000 40 0.25 连续
2.7 强制蒸发 冷却 500 30 0.40 连续 500 40 0.25 连续
2.8 小 计 冷却 96910 30 0.40 连续 96910 40 0.25 连续
3 气化循环水
3.1 气化 冷却 7009 30 0.40 连续 7009 40 0.25 连续
3.2 粗煤气变换及冷却 冷却 3000 30 0.40 连续 3000 40 0.25 连续
3.3 煤气水分离 冷却 3172 30 0.40 连续 3172 40 0.25 连续
3.4 酚氨回收 冷却 13078 30 0.40 连续 13078 40 0.25 连续
3.5 小 计 冷却 26259 30 0.40 连续 26259 40 0.25 连续
4 总 计 冷却 164309 30 0.40 连续 164309 40 0.25 连续
生活水用水量一览表
序 水之 用水量 水压 使用 排水量 余压 使用
车间或工段名称 温度℃ 温度℃ 备注
号 用途 m3/h MPa 情况 m3/h MPa 情况
1 生活化验及其它 生活 20 18 0.50 间断 16 20 0 间断 至污水
2 合 计 生活 20 18 0.50 间断 16 20 0 间断 处理站
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复用水水量一览表
3
序号 车间或工段名称 水量 m /h 温度℃ 压力 MPa 使用情况 备注
1 锅炉排污水 75 110 0.0 连续 回用作为空分电站循环水补充水
2 甲烷合成 10 110 0.0 连续 回用作为净化循环水补充水
3 小 计 85 110 0.0 连续
中水回用水量一览表
序号 车间或工段名称 水量 m3/h 温度℃ 压力 MPa 使用情况 备注
1 净化合成循环水补充水 139.5 20 0.25 连续 产品水
2 空分电站循环水补充水 200 20 0.25 连续 产品水
3 气化循环水补充水 70 20 0.25 连续 产品水
4 高浓盐水回收 220 20 0.25 连续 浓盐水
5 小 计 629.5 20 0.25 连续
高浓盐水处理水量一览表
3
序号 车间或工段名称 水量 m /h 温度℃ 压力 MPa 使用情况 备注
1 净化合成循环水补充水 182.5 20 0.2 连续 产品水
2 空分电站循环水补充水 100 20 0.2 连续 产品水
3 强制蒸发 52 20 0.2 连续 浓盐水
4 化学污泥 3.5 污泥
5 小 计 338 20 0.2 连续
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强制蒸发装置回用水量一览表
序号 车间或工段名称 水量 m3/h 水温 ℃ 水压 MPa 连续或间断情况 备注
1 净化合成循环水补充水 26 40 0.25 连续 闪蒸水
2 自然蒸发 26 40 0.70 连续 残存液
3 小 计 52
污水回用水量一览表
序号 车间或工段名称 用水量 m3/h 水温 ℃ 水压 MPa 连续或间断情况 备注
1 气化循环水补充水 363 15 0.25 连续
2 净化合成循环水补充水 265 15 0.25 连续
3 气化、锅炉排渣 80 15 0.25 连续
4 污泥（含水率为 75%） 5.2 连续
5 小 计 713.2
需处理污水水量水质一览表
排水量 温度 余压 使用
序号 车间或工段名称 3
排 水 水 质
m /h ℃ MPa 情况
1 低温甲醇洗 76 40 0.2 连续 甲醇≤150-1000mg/L；
CODCr:500mg/L； BOD：250mg/L； CN-：0.5mg/L； SS：100mg/L；
2 德士古气化 601.2 40 0.2 连续 －
NH3-N：270mg/L； S2 ：9mg/L； PH：6.5；
3 生活化验及其它 16 20 常压 间断 SS：150mg/L； BOD：200mg/L； COD：400mg/L； 总氮：35mg/L；
SS：440mg/L； BOD：80.6 mg/L； COD：500mg/L；
4 地面冲洗水 20 20 常压 间断 挥发酚：0.79mg/L； NH3-N：100~150mg/L； 硝态氮：8.9mg/L；
硫化物：2mg/L； 石油类：200mg/L；
5 小 计 713.2
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7.3 供配电
7.3.1 供电概述
7.3.1.1 设计依据和设计采用的标准、规范
本工程设计依据为各工艺专业所提条件、甲方提供的现场情况。本工程设计主要采
用的标准、规范：
《爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范》 GB50058-92
《35-110kV 变电所设计规范》 GB50059-92
《3-110kV 高压配电装置设计规范》 GB 50060-2008
《并联电容器装置设计规范》 GB 50227-2008
《10kV 及以下变电所设计规范》 GB50053-94
《供配电系统设计规范》 GB50052-2009
《低压配电设计规范》 GB50054-2011
《通用用电设备配电设计规范》 GB50055-2011
《建筑物防雷设计规范》 GB50057-2010
《电力工程电缆设计规范》 GB50217-2007
《建筑设计防火规范》 GB50016-2006
《电力装置的继电保护和自动装置设计规范》 GB50062-2008
《石油化工企业设计防火规范》 GB50160-2008
《火力发电厂与变电所设计防火规范》 GB50229-2006
《化工企业腐蚀环境电力设计技术规定》 HG/T20666-1999
《石油化工静电接地设计规范》 SH 3097-2000
《220KV~500KV 变电所设计技术规程》 DL/T5218-2005
《110KV~500KV 架空送电线路设计技术规程》 DL/T5092-1999
《交流电气装置的过电压保护和绝缘配合》 DL/T 620-1997
7.3.1.2 设计范围
本工程设计范围包括：新疆广汇准东喀木斯特 40 亿方/年煤制天然气项目气化装置、
净化装置、甲烷合成装置等以及与主生产装置配套的辅助生产装置的供配电系统的设
计；控制系统的设计、照明系统的设计、防雷、接地系统的设计等。110KV 进线电源
外线不属于此次设计范围。
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7.3.2 电源状况及供电方案
7.3.2.1 外部电源
本项目位于新疆准东电网内，准东电网配电电压由 220KV、110KV、35KV、10KV、
0.4KV 构成。
五彩湾-喀木斯特 220 千伏输变电工程已全面竣工，已建设完成 220KV、导线线径
为 LGJ—2240 的输电线路至喀木斯特 220KV 变电站，该变电站规划建设 2180MVA
变压器两台，目前已建设完成一台 180MVA 变压器。输出电压等级为 110KV、35KV。
该变电站距离煤制天然气项目地 9 公里，截止目前已建设完成一条从喀木斯特 110KV
变电站至煤制天然气项目基地的 35KV 线路，以解决煤制天然气项目的施工以及生活区
用电问题。
煤制天然气项目生产用电由自治区电力公司规划拟建两条 110KV，导线线径 LGJ
—300 的线路，以解决煤制天然气项目外网供电问题。
富蕴县内在建和拟开工建设的水电项目装机达到 40 余万千瓦，富蕴-准东 110 千伏
输变电工程于 2010 年实施；由富蕴县城南 25 公里的 220KV 钟山变引出的钟-恰线 110KV
线路为恰库尔图镇的一座 110KV、50MVA 的变电站供电，目前供水工程全部电负荷由
该变电站供出。
相关电网情况如下：
钟山 220KV 变电站
根据近期内完成的钟山 220KV 输变电工程变位于富蕴县城西南，钟山 220KV 变电
站规划 3 台容量 180MVA 主变，一期建设一台 180MVA 主变；220KV 电气原则主接线
规划为双母线接线，出线规划 6 回，并预留扩建端，一期建设 1 回 220KV 进线，即额
尔齐斯变至钟山变 220KV 线路，线路长约 153.7 公里，导线采用 LGJ—2300 型，本
期 220KV 建成单母线，2011 年哈德布特电站计划接入钟山变，届时钟山变 220KV 母线
需完善为双线接线；110KV 电气原则主接线规划为双母线接线，出线规划 10 回，本期
建设 6 回，分别至富蕴 110KV 变电站 2 回，至矿冶 110KV 变电站 2 回，至青河 110KV
变 1 回，至拟建的可可托海 110KV 变 1 回，预留 4 回，本期建成双母线；35KV 电气原
则主接线规划为单母线分段形式，每段出线规划 4 回，其中至富蕴城南工业园 2 回，至
喀拉通克 35KV 变 1 回，另外 1 回备用。本期建设 35KV I 段母线及 I 段 4 回出线。
五彩湾 220KV 变电站
五彩湾 220KV 变电站站址位五彩湾镇北侧，煤化工基地无煤带东侧边缘。地处负
荷中心，交通较为便利。由 220KV 瑶池变出一回 220KV 线路接入 220KV 五彩湾变电
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站。线路长约 106 公里，导线采用 LGJ—2300 型；五彩湾 220KV 变电站规划主变容
量为 2150MVA，预留第三台主变位置，由于工程时间要求紧迫，而主变订货周期长，
不能满足时间要求，目前使用的是搬迁楼兰变电站现有一台容量 63MVA 的主变，电压
比 220±81.25%／121±22.5%／38.5KV，容量比 100/100/50。220KV 电气主接线规
划为双母线带旁路接线方式；进出线规划 6 回，本期建设 1 回，至瑶池变。
喀木斯特矿区供电方案
富蕴县喀木斯特矿区距离钟山 220KV 变电站约 175 公里，距离五彩湾 220KV 变电
站约 105 公里。
新疆广汇拟投资在富蕴喀木斯特矿区建设煤制气和煤井开采项目，总用电负荷约为
261243KW。另外，配套电源项目装机 300MW，实发电 260000KW。因此，需在该区
域设 110KV 变电站一座，考虑到该区域距喀木斯特 220KV 变电站相对较近，可以考虑
从喀木斯特 220KV 变电站出双回 110KV 线路接入，线路采用 LGJ—300 型导线，配套
火电电源升压后可直接接入本 110KV 变电站。
7.3.2.2 内部电源
本着“热电联产、安全可靠、节约能源”的原则。本工程为设有六台 50000KW 的
发电机组，正常运行时，发电 260000KW。
7.3.2.3 供用电平衡
全厂总用电量 261243KW，主变压器选择两台 63000KVA 的 110/35KV 的主变压器.
本工程设有六台 50MW 的发电机组，正常运行时，发电 260000KW，需电网供电 1242KW
（1267KVA）.单台变压器运行，变压器负荷率为 2%。当一台 50MW 的发电机故障时，
发电机发电约 216665kW，需电网供电 44577kW（45487KVA）,一台变压器运行，负荷
率为 72%，能可靠运行。当两台 50MW 的发电机故障时，发电机发电约 173332kW，需
电网供电 87910kW（89704KVA）,两台变压器运行，负荷率为 71%，能可靠运行。当三
台 50MW 的 发 电 机 故 障 时 ， 发 电 机 发 电 约 130000kW ， 需 电 网 供 电 120000kW
（122449KVA）,两台变压器运行，负荷率为 97%，能可靠运行。在极端情况下，电网
能维持近一半负荷运行，此时，变压器负荷率约为 96%，能可靠运行。
发电机采用发变组接线方式，发电机升压到 35KV 后，与系统并网。具体见＜用电
负荷表＞。
7.3.2.4 拟采用的供电方案
本厂的六台 50MW 的发电机采用发变组接线形式，接在 110KV 变电站的 35KV 母
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线上。
本厂 110KV 采用双母线接线方式，电源引自喀木斯特 220KV 变电站的 110KV 侧。
110KV 总变的 35KV 侧采用双母线。其它地方的 35KV 及 10kV 侧（锅炉发电主厂房除
外）均采用单母分段接线。
根据全厂负荷情况，在全厂设 9 座 35KV 变电站。均布在全厂的各个负荷中心
35KV 变电站出两回 35KV 线路给煤矿供电。
详见《电气主接线图》。
7.3.3 用电负荷及全厂变电所
7.3.3.1 用电负荷等级及供电要求
本工程的生产装置区及辅助生产装置区的用电负荷主要为二级负荷，其中发电机的
盘车、凝结水泵；压缩机盘车、油泵；消防水泵；仪表 DCS；事故照明等为一级负荷，
三修、厂前区及生活辅助设施为三级负荷。
为保证一级负荷的用电可靠，在全厂设 4 台 800kW 的柴油发电机组，给一级负荷
供电，一级负荷中发电机的盘车、凝结水泵；压缩机盘车、油泵、消防水泵采用双电源
终端切换后供电，仪表 DCS 由 UPS 供电，事故照明选用自带蓄电池组的灯具或采用
EPS 供电。
为保证用电质量，提高用电处的功率因数，本厂在高、低压侧均设静电电容补偿
装置进行补偿。
7.3.3.2 全厂变电所的设置
本厂设 110KV 总变一座、热电站一座、35KV 变电站 9 座，分别为气化 35kV 变电
站（2 座）、净化界区 35kV 变电站（3 座）、甲烷合成 35kV 变电站（1 座）、空分 35kV
变电站（1 座）、煤系统 35kV 变电站（1 座）及水系统 35kV 变电站（1 座）。
开闭所及车间变电所若干。均布在全厂的各个负荷中心。
7.3.3.3 计量
在 110KV 总变的 110KV 进线处及发电机的出口处，设专用计量表计，计量 CT 选
择 0.2S 级，计量 PT 选择 0.2 级，计量表计选用智能表。
7.3.3.4 回路故障
各个 35KV 变电站、开闭所的进线、车间变压器的容量及进线均按一回路故障时，
另一回路及变压器能带起所有二级及以上负荷来选择。
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7.3.3.5 电厂的厂用电接线
厂用电压选取 10kV 及 380/220V 两种电压，并按炉分段，并设备用段。10kV 为中
性点不接地系统。380/220V 为中性点直接接地系统。
7.3.4 主要设备选择
发电机出线小室内母线采用槽型母线，发电机出口设有隔离开关。
主变压器选用节能型低损耗油浸变压器。
110KV 配电装置选用 ZF-121 型六氟化硫组合电器设备。断路器额定电流为 2000A，
额定短路开断电流为 40kA。
35kV 配电装置选用 KYN61－40.5 型金属铠装移开式开关柜，内装真空断路器。断
路器额定电流为 1250A（3150A），额定短路开断电流为 31.5kA。
10kV 配电装置选用 KYN28A－12 型金属铠装移开式开关柜，内装真空断路器。断
路器额定电流为 1250A（3150A），额定短路开断电流为 31.5kA。
低压厂用变压器选用低噪音干式变压器，型号为 SGB10-联结组标号为 D，yn11，
阻抗电压为 8%。
低压柜选用 MNS 或 GGD 同等档次的产品。防爆设备按防爆介质的级别和组别来
选择，主要设备材料选择如下：
电气设备材料表
序 设备 单
规 格 型 号 数量 备注
号 名称 位
110KV 间
1 GIS-121 7
配电装置 隔
110KV
2 SFZ10-63000kVA /121±8X1.25%/35 台 2
主变压器
35kV
3 SFZ10-63000kVA /38.5±8X1.25%/10.5 台 6
变压器
35kV SFZ10-16000~50000kVA
4 台 18
变压器 /38.5±8X1.25%/10.5
5 35kV 高压开关柜 kYN61-系列 31.5kA 台 105
6 10kV 高压开关柜 kYN28A-系列 40kA/31.5kA 台 700
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序 设备 单
规 格 型 号 数量 备注
号 名称 位
7 10kV 高压补偿柜 台 18
8 消弧线圈 台 18
9 柴油发电机组 800kW 台 4
10 变压器 SG10-800~2000/10/0.4kV 台 100
11 控制保护屏 Pk-10 台 120
12 低压配电柜 MNS GGD 系列 台 1500
13 动力配电箱 XLL 系列 台 150
10kV 微机综保装
14 套 11
置
15 直流屏 免维护铅酸直流电 DC220V 1000Ah 套 1
16 直流屏 免维护铅酸直流电 DC220V 200Ah 套 9
17 UPS 30-200kW 套 18
18 EPS 套 120
19 可编程控制系统 套 9
20 照明配电箱 台 2200
21 高压电缆 YJV-35-1*300 及其它 批 1
22 高压电缆 YJV-10-3*120 及其它 批 1
23 低压电缆 ZR-YJV / YJV22-1- 批 1
24 控制电缆 ZR-kVV / kVV22-0.75- 批 1
25 铜母线 批 1
26 接地装置 批 1
27 电缆桥架 吨 5000
28 电缆保护管 批 1
7.3.5 设备布置
110KV 总变与锅炉热电厂紧邻布置。
发电机出线小室采用双层小间，分别布置有隔离开关、出口电压互感器和电流互感
器、中性点侧电流互感器等。
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发变组的变压器采用户外布置，安排在主厂房 A 列柱外侧约 10 米~20 米处。变压
器 10kV 侧采用共箱母线与出线小室出线连接，35KV 高压侧采用电缆与高压配电设备
连接。
110KV 的主变压器采用室外安装，35KV 侧采用共箱母线，110KV 侧采用架空线。
为了提高供电可靠性，减少运行后的维护检修工作量，将 110KV 配电装置作室内
布置，位于 110KV 升压站的顶层。110KV 升压站共三层，底层为电缆夹层。二层为 35KV
配电室。网控室也布置在二层。
电厂的厂用 10kV 配电装置、低压厂用变压器和厂用 380/220V 配电装置均布置在
主厂房 B、C 列柱之间的零米层。
全厂的其它的 9 座 35KV 变电站均布在全厂的负荷中心。除 35KV 主变外，其余设
备均为室内布置，为三层建筑物。一层为电缆夹层，二层为 10KV 配电室及控制值班室，
三层为 35KV 高压配电室。
7.3.6 主要电力设备和线路的继电保护及自动装置
本厂所有高压设备的监控及保护采用全微机分层分布式监控及保护系统。110KV
总变、热电站及 9 座 35KV 变电所为有人值守变电所。其它为无人值守变电所。继电保
护按照现行国标《电力装置的继电保护和自动装置设计规范》来设计系统保护和安全自
动装置。
7.3.7 电力设备过电压保护
电力设备的过电压保护主要从以下两个方面考虑。
7.3.7.1 操作过电压
对 35KV/10kV 母线及 35KV/10kV 高压柜内真空开关，为防止操作过电压，采用
氧化锌避雷器保护。对 0.4kV 系统，分级采用电涌保护器保护。
7.3.7.2 关于消谐措施
为避免高次谐波对电网的影响，电气设备选择谐波控制在国家标准要求内的电气
设备，并在 10kV I II 段各装设一套消谐器消谐。
7.3.8 中性点接地系统及配电电压
高压用电设备： 110KV 3PH 中性点经放电间歇接地
35kV 3PH 中性点不接地系统
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10kV 3PH 中性点不接地系统
低压用电设备 0.38/0.22kV 3PH+N+PE 中性点接地系统
直流电压 直流 220V
7.3.9 照明
根据厂房结构特征分设正常照明、事故照明及应急照明。照明电源电压采用交流
220V，一般检修照明及环境恶劣场所电压为 36V。在关键部位及疏散通道，设事故应
急疏散照明。事故照明采用 EPS 供电或选用自带蓄电池组的灯具。
厂内道路照明采用光电/手控方式，并采用半夜节能措施。
所有装置区的灯具均选用能适应本环境特征的灯具及开关。光源选用节能灯、金
属卤化灯、荧光灯等。
烟囱设太阳能航空障碍灯。
7.3.10 防静电、 防雷及接地
所有工艺生产装置及其管线，按工艺及管道要求做防静电接地。接地点一般不少于
两点。
本厂主要生产装置及辅助生产装置按第二类防雷建构筑物设计。屋面均采用避雷带
或避雷针作为防直击雷措施。屋内分级采用电涌保护器作为防感应雷及操作过电压措
施。接地系统采用 TN-S 系统，电气设备的工作接地、保护接地以及防雷接地共用接地
极，接地电阻≤4 欧姆。
仪表 DCS 单独接地，接地电阻≤1 欧姆。
110KV 总变的接地单独设计，接地电阻≤0.5 欧姆。
如接地电阻达不到要求，则采用降阻剂降低全厂的接地电阻。
7.3.11 电修
本厂以中、小修为主。大修依托外协处理。
7.3.12 主要节能措施
本次节能主要采用如下措施：
1）所有电气设备及材料均采用低损耗的电气设备和材料。
2）对部分用电量变化较大的用电负荷采用变频器控制。
3）照明灯具主要采用 LED 灯、气体放电灯。
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4）将变电站布置在负荷中心。
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用电负荷表
10kV 用电设备 10kV CONSUMER 0.38/0.22kV 用电设备 0.38/0.22kV CONSUMER
序
用电设备及装置名称 常用 需要容量 需要容量
号 常用容
总容量 容量 REQ.CAPA. 总容量 照明 REQ.CAPA.
常用 量
TOT.CA ROU. TOT.CA LIGHT
总台数 台数 总台数 常用台数 ROU.C
PA. CAP P Q PA. ING P Q S
TOT.NO. ROU. TOT.NO. ROU.NO. APA.
NO. DESCRIPTION A.
NO.
kV
kW kW kW kvar kW kW kW kW kvar
A
1 锅炉发电主厂房 66000 12500
锅炉发电主厂房烟气脱
2 硫部分 3900
3 脱盐水站 4200 800
4 全厂凝结水处理站 3000 1000
5 透平凝结水处理站 2000 900
6 除氧站 11000 900
7 空分 12143
8 火炬 11
9 鲁奇加压气化 2470
10 德士古气化 12663 3165
11 煤锁气压缩 7732
12 煤气冷却、变换(鲁奇) 1100
煤气冷却、变换(德士
13 古) 1000
14 低温甲醇洗(鲁奇) 13580 1760
15 低温甲醇洗(德士古) 11820 1120
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16 甲烷合成 5505 995
17 冷冻(鲁奇) 2520 980
18 冷冻(德士古) 1800 800
19 压缩及干燥 150
20 硫回收(鲁奇) 1610
21 硫回收(德士古) 1069
22 煤气水分离 1573 6300
23 酚、氨回收 3374
24 新鲜水 630 80
25 空分 热电循环水 710 1720
26 净化循环水 710 2720
27 气化循环水 710 1920
28 污水处理及回用 7000
29 中水处理及回用 2250
30 高浓盐水回收 2750
31 气化 锅炉备煤 2000 4000
32 水煤浆制备 3200 550
33 锅炉排渣 150
34 锅炉排灰 350
35 气化排渣(鲁奇) 2240 476
36 气化排渣(德士古) 300
37 全厂照明、通风、空调 3000
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38 办公 生活 三修 2000
39 煤矿 40000
总计 193593 87313
乘以需要系数及同期系
数 0.93 180041 81201
高低压合计 261243 215517KVA
发电机发电 260000
主变选择两台 63000kVA/110/35kV 的主变压器。本工程设有六台 50MW 的背压机组，正常运行时，发电 260000kW，全厂用电约 261242kW，需电网供电 1242kW（1267KVA）。
此时一台变压器运行，变压器负荷率为 2%。当一台 50MW 的发电机故障时，发电机发电约 216665kW，需电网供电 44577kW（45487KVA）,一台变压器运行，负荷率
为 72%，能可靠运行。当两台 50MW 的发电机故障时，发电机发电约 173332kW，需电网供电 87910kW（89704KVA）,两台变压器运行，负荷率为 71%，能可靠运行。
当三台 50MW 的发电机故障时，发电机发电约 130000kW，需电网供电 120000kW（122449KVA）,两台变压器运行，负荷率为 97%，能可靠运行。在极端情况下，电网
能维持一半负荷运行，此时，变压器负荷率约为 96%，能可靠运行。
为保证热电站的可靠供电，设一台 40000KVA 的启动/备用变压器（按两台锅炉负荷考虑）。
发电机采用发变组接线方式，发电机升压到 35KV 后，与系统并网。
根据全厂负荷，在全厂设 9 座 35KV 变电站。均布在全厂的各个负荷中心
并以两回 35KV 线路给煤矿供电。
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7.4 供热
7.4.1 热电站
7.4.1.1 全厂热负荷
该煤制天然气工程化工装置需要(包括工艺副产蒸汽)蒸汽热负荷及参数等级较多，
规模属化工行业大型供热工程。拟定供热方案应充分考虑节能减排、热能的综合利用及
热电联产符合国家的产业政策。化工装置有多台蒸汽透平，根据透平的功率大小及全厂
供热规模和蒸汽参数等级，合理选择透平的进汽参数以及形式。全厂热负荷化工区平衡
见下表：
化工区热动平衡表 单位：t/h
序 9.0MPa 4.8MPa 2.5MPa 0.5MPa
车间或工段 备注
号 535℃ 450℃ 223℃ 158℃
1 鲁奇加压气化 871.7 -714.0
2 德士古水煤浆 40.0
3 鲁奇变换冷却 -73.1
4 德士变换冷却 -165.6 -774.2
5 鲁低温甲醇洗 175.6
6 德低温甲醇洗 10.4 132.0
5 甲烷合成 -937.0 -30.0
8 压缩干燥 150.0 2.0
9 煤气水分离 47.0
10 鲁奇冷冻 80.0 358.0
11 德士古冷冻 44.0 200.0
12 酚氨回收 242.0 134.0
13 鲁奇硫回收 1.7 -12.8
14 德士古硫回收 1.1 -8.5
15 空分 1171.0 57.6
16 火炬 0.5
17 罐区 14.0
18 循环水泵房 209.0
19 冬季采暖 0/90.0
20 除氧 130.0
21 污水处理 0/32.0
22 盐结晶 40.0
23 热电站 160
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化工区热动平衡表 单位：t/h
序 9.0MPa 4.8MPa 2.5MPa 0.5MPa
车间或工段 备注
号 535℃ 450℃ 223℃ 158℃
24 伴热 0/50.0
25 汽机 1050.0 -135.0
26 损失 15.0 7.5 3.6 12.5/13.5
27 锅炉 -2510.0
小计 0 -190.0 190.0 0
7.4.1.2 供热方案
根据全厂各装置蒸汽热负荷及用电需要，考虑化工装置生产的特点及考虑气化炉大
量废弃的＜6mm 的粉煤特点等，按热电联产、以节能减排拟定供热方案。
本工程拟建一座热电站，设置五台 600t/h－9.8MPa/540℃高温高压蒸汽煤粉锅炉，
共配六台 C50-8.83/4.8 型抽凝式汽轮发电机组，正常运行五炉六机全开，小时发电 26
万 kW.h，年发电 208000 万 kW.h。当一台锅炉检修状况时，四台锅炉满负荷运行，可
基本满足全厂工艺生产蒸汽需求。全厂蒸汽等级分四种参数送出：
高压 9.0 MPa 535℃
中压 4.8 MPa 450℃
低压 2.5 MPa 223℃
低压 0.5 MPa 158℃
五台锅炉产出的 9.8MPa、540℃的过热蒸汽 2510.0t/h，主要供给六台汽轮发电机组、
空分压缩机、冷冻压缩机及压缩干燥压缩机蒸汽透平；六台 C50-8.83/4.8 抽凝式汽轮发
电机组抽出的 4.8MPa、450℃蒸汽和甲烷合成余热锅炉产出的 5.1MPa、450℃的过热蒸
汽 937.0t/h 送至气化装置和硫回收装置；德士古变换冷却余热锅炉产出的 2.5MPa、223℃
的饱和蒸汽 165.6t/h 送至气化装置和酚氨回收等装置；气化、变换冷却、甲烷合成和硫
回收装置余热锅炉产生的 0.5MPa、158℃蒸汽送至工艺低温甲醇洗、吸收制冷、煤气水
分离、酚氨回收、伴热、污水处理、除氧器和采暖等低压蒸汽用户。附全厂热动平衡图。
7.4.1.3 锅炉燃料
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煤质分析报告
项 目 单位 指标
工 全水份 Mar wt% 18.3
业 灰份 Aar wt% 5.79
分 挥发份 Var wt% 23.0
析 固定碳 FCar wt% 52.91
碳 Cad wt% 60.0
元
氢 Had wt% 3.43
素
全硫 St.ad wt% 0.41
分
氮 Nad wt% 0.51
析
氧 Oad wt% 11.13
发热量 Qb.ad MJ/kg 22.50
可磨指数 HGI ％ 89
灰 变形温度 DT ℃ ＞1280
熔 软化温度 ST ℃ ＞1290
点 流动温度 FT ℃ ＞1310
SiO2 wt% 22.7
灰 Al2O3 wt% 10.08
组 Fe2O3 wt% 19.54
成 CaO wt% 26.3
分 MgO wt% 2.83
析 SO3 wt% 13.58
TiO2 wt% 0.62
P2O5 0.56
K2O wt% 0.16
Na2O wt% 2.14
硫 SS,ad
形 Sp,ad
态 SO,ad
7.4.1.4 供热方案
根据全厂热负荷情况及煤质资料，进行煤粉锅炉和循环流化床锅炉比较：该动力煤
主要是气化炉筛选下废弃的粒径＜6mm 的煤，灰分较低、热值较高，循环流化床锅炉
的优点不适用，故首选用五台 600t/h/9.8/540 型自然循环汽包煤粉锅炉及六台汽轮发电
机组，主机参数如下：
锅炉
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锅炉炉型 煤粉锅炉
锅炉额定蒸发量 600t／h
过热蒸汽出口温度 540℃
过热蒸汽出口压力 9.8MPa(g)
给水温度 220℃
锅炉保证热效率 ≥90％
排烟温度 150℃
台数 5
汽轮机
型号 C50—8.83／4.8
额定/最大功率 50MW
额定转速 3000r／min
正常/最大进汽量 175／200 t／h
主汽门前蒸汽压力 8.83MPa(a)
主汽门前蒸汽温度 535℃
抽汽压力 5.0MPa
抽汽温度 460 ℃
抽蒸汽量 22.5／31.5 t／h
排气压力 0.03MPa(a)
排汽温度 73℃
排蒸汽量 152.5／168.5 t／h
给水温度 220℃
台数 6
发电机
型号 QF—50—2
额定功率 50Mw
额定电压 10500V
额定转速 3000r／min
功率因数 0.85
额定频率 50HZ
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冷却方式 空气冷却
台数 6
封闭布置
热电站正常运行五台锅炉及六台汽轮发电机组全开，可满足化工工艺装置蒸汽透平
连续用汽及工艺生产连续生产用汽外，还可每小时发电～260MWh。当一台锅炉检修时，
其余四台锅炉满负荷运行，可基本满足全厂供汽需求，增加了安全稳定供汽的可靠性。
主要设备的选择见热电站《主要设备一览表》。
主要技术经济指标表
五炉六机
序号 项 目 单位
夏 季 冬 季 全年
热量 GJ/h
1 热负荷
汽量 t/h 2510.0 2510.0
2 锅炉额定蒸发量 t/h 5x600 5x600
3 发电机额定功率 kW.h 6x50000 6x50000
4 汽机进汽量 t/h 1050.0 1050.0
5 供工艺透平蒸汽量 t/h 1445.0 1445.0
6 综合厂用电率 %
7 年发电量 万 kWh/a 208000
8 年供电量 万 kWh/a
9 年供热量 GJ/a
10 发电设备年利用小时 h
11 燃料消耗量 t/h
12 年燃料消耗量 万 t/a 314.4
13 全年耗标煤量 万 t/a 241.64
14 发电年均标准煤耗 kg/kWh
15 供热年均标准煤耗 kg/GJ
16 热化系数 ％
17 年均全厂热效率 ％
18 年均热电比 ％
7.4.1.5 主厂房布置
主厂房采用汽机房、除氧煤仓间、锅炉房顺序布置。除氧煤仓间为单框架结构，锅
炉运转层标高 9.0m 以下采用封闭，炉体上部采用紧身封闭方式。锅炉尾部布置烟气脱
硝装置、电袋除尘器、烟气脱硫装置、吸风机、烟囱。汽机房跨度 24m，除氧煤仓间跨
度 25m，锅炉房跨度 40m，A 列柱中心至烟囱中心距离 200.0m。 主厂房采用 8m 柱距，
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运转层标高为 9.0m，除氧层标高为 15.0m，运煤皮带层标高为 30.0m，汽机房屋架下弦
标高为 22.0m。
汽机间每两台汽轮发电机组采用岛式纵向布置，机头朝向扩建端，汽机中心线距 B
列 14 米；主厂房固定端和二机之间为安装及检修场地，为满足机组及辅机的安装检修
起吊的要求，设置电动双梁桥式起重机，跨度为 22.5 米。汽机房零米靠 B 列侧布置有
电动给水泵和高低压加热器，其他辅机如空气冷却器、冷油器等均布置在机座下面。
除氧煤仓间（B-C 列）零米布置厂用变压器、380V 厂用配电等配电设施；9.0 米层
布置机炉集中控制室，给水操作台；5.0 米管道层布置主蒸汽、主给水管线等；15.0 米
层布置有除氧器和连续排污扩容器；30.0m 皮带层布置有两条输煤皮带。
锅炉房布置五台 600t/h 蒸汽煤粉锅炉，操作层为 9.0 米，二台炉中心距 56.0 米。每
炉配置的风机均布置在零米，在零米布置除盐水泵、疏水扩容器和疏水箱，定期排污扩
容器及排污降温池布置在炉后。运转层布置有化学加药设备。锅炉顶部设有供检修用的
电动葫芦。
锅炉尾部场地依次布置烟气脱硝装置、电袋除尘器、吸风机、烟气脱硫装置和烟囱,
均为露天布置。钢筋混凝土烟囱布置在每二台锅炉之间，高度 210m，出口直径 7.0m。
主厂房布置主要尺寸如下：
主厂房柱距 8.0 米
运转层标高 + 9.0 米
管道层 +5.0 米
除氧层 +15.0 米
输煤层 +30.0 米
汽机房 跨度 24.0 米
长度 344.0 米
锅炉露天布置 跨度 40 米
长度 344.0 米
除氧间输煤层 跨度 25.0 米
长度 360.0 米
7.4.1.6 环保措施
本设计锅炉烟气选用电袋除尘器，其除尘效率为≥99.9%，烟囱出口烟尘排放浓度
为 14.0mg/Nm3 烟气；除尘后的烟气进脱硫装置，脱除二氧化硫效率为≥95.0%，排放浓
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度为 38.0mg/Nm3 烟气；烟气脱硝采用 SCR 法，脱除氮氧化物效率为≥85.0%，排放浓度
为 70.0mg/Nm3 烟气；以上均能够满足国家环保标准《火电厂大气污染物排放标准》
（GB13223-2011）的要求。锅炉本体尾部增设烟气脱硝装置，以满足国家环保事业越
来越高的要求。排气管道及鼓风机等进出口设置消音器。五台锅炉烟囱共 3 个（预留一
台锅炉位置），高度 210 米，上口径 φ7000mm。
7.4.1.7 燃料消耗
煤粉锅炉对燃料的适应性较强，该锅炉燃料中可主烧工艺筛选下的废料＜6mm 粉
煤 。
燃料消耗量表
项 目 吨/年 吨/日 吨/小时
锅炉耗煤量 3144000 9432.0 393.0
7.4.1.8 污染物排放量
污染物排放量表
项 目 单位
锅炉烟气(实际) 1080000m3/h 台
锅炉烟气(标态) 700000Nm3/h 台
烟尘排放浓度 14.0mg/Nm3 台
烟气 SO2 排放浓度 38.0mg/Nm3 台
烟气 NOx 排放浓度 70.0mg/Nm3 台
锅炉排灰量 3.85t/h 台
锅炉排渣量 0.7t/h 台
锅炉排污水量 15.0/t/h 台
7.4.1.9 上煤系统
锅炉年用煤约 314.4 万吨，因部分燃料由本厂备煤车间送来，储煤场可小。采用栈
桥皮带上煤系统，气化装置和锅炉输煤系统由粉体专业统一设计，筛选下的粉煤供锅炉：
煤矿－皮带机－圆形料场－给料机－皮带机－破碎机－皮带机－炉前原煤斗－磨
煤机－煤粉仓－送煤粉风机－锅炉。
7.4.1.10 出渣系统
锅炉采用半干式出渣系统，采用捞渣机、链斗机输送至储渣仓，由汽车送至灰渣场：
锅炉－捞渣机－链斗机－储渣斗－汽车－灰渣场－灰渣砌块厂。
7.4.1.11 除尘系统
电袋除尘器集灰斗中的灰采用气力输送至储灰库装置，由汽车送至灰渣场。
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锅炉－电袋除尘器－管道－灰库－汽车－灰渣场－灰渣砌块厂。
7.4.1.12 脱硫系统
本脱硫工程拟就五台 600t/h 高压煤粉锅炉机组同步实施进行考虑，脱硫辅助设施统
一考虑，脱硫后的净烟气直接返回烟囱排放。
根据机组特定条件，经过各种脱硫工艺的技术经济比较，拟定氨－硫酸铵回收法，
该方案适用范围广，不受燃煤含硫量、锅炉容量的限制。
现常用的锅炉脱硫剂方案有：石灰-石膏法、镁法、电石渣法、双碱法等。
拟建五套脱硫装置和一套硫铵回收装置。每台锅炉配一套脱硫装置，五套脱硫装置
产生的亚硫酸铵进入一套硫铵回收装置进行处理。
（1）氨法脱硫工艺优势
由于吸收剂氨比石灰石或石灰活性大，并且在设计时也考虑留有一定的裕度，因而
氨法脱硫装置对煤质变化、锅炉负荷变化的适应性强。这在我国能源供应紧张、来什么
煤烧什么煤的情况下，更显现出它的优势。氨法脱硫的特点之一是煤中含硫越高，硫酸
铵的产量就越大；同时，煤也越便宜，业主所得到的利润就越大。
（2）脱硫效率很高
很容易达到 95%以上脱硫效率。脱硫后的烟气不但二氧化硫浓度很低，而且烟气含
尘量也大大减少。
（3）吸收剂易采购
可通过以下三种形式进行采购：液氨、氨水、碳铵。
（4）氨法脱硫装置对机组负荷变化有较强的适应性
能适应快速启动、冷态启动、温态启动、热态启动等方式；适应机组负荷 35％
BMCR～100％BMCR 状态下运行。
（5）运行结果可靠
国内外有成功运行的实例，运行可靠性好，无结垢问题发生。
（6）氨是良好的碱性吸收剂，吸收剂利用率很高。
从吸收化学机理上分析，SO2 的吸收是酸碱中和反应，吸收剂碱性越强，越有利于
吸收。氨的碱性强于钙基（石灰石，石灰）。从吸收物理机理上分析，钙基吸收剂吸收
SO2 是气-固反应，反应速度较慢，而且反应不完全，吸收剂利用率低；为此需要将其
磨细、雾化、循环等过程以提高吸收剂的利用率，但将使整个系统能耗增加。而氨吸收
SO2 是气-液反应或气-气反应，反应速率快，反应完全，吸收剂利用率高，脱硫效率也
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高。仅就吸收过程而言，与钙基吸收设备相比，氨吸收设备体积较小，能耗也低。但常
规氨法脱硫或简易氨法脱硫工艺吸收塔内循环液含有硫酸铵饱和溶液，并且有硫酸铵晶
种的存在，实践中经常出现结垢、堵塞的问题。
要求脱硫装置设计效率≥95％。锅炉设备年利用小时数按照 8000 小时以上计，烟气
脱硫系统的利用率应大于锅炉运行时间的 95%。
锅炉烟气实施脱硫后，可大大减少 SO2 排放量；将为当地 SO2、烟尘总量控制和削
减做出较大的贡献，使锅炉烟气排放对环境影响减少，起到改善厂址地区环境空气质量
的作用。
氨法烟气脱硫工艺过程中没有废水排放，废渣为回收的硫酸铵产品，废气达标排放，
因此，脱硫过程中没有“三废”产生，不会造成新的二次污染，符合国家关于环保污染
治理工程的要求。
7.4.1.13 脱硝系统
锅炉本体省煤器与空预器之间设置烟气－氨法脱氮氧化物装置 SCR 系统方案，脱
硝装置要与锅炉厂联合设计，要求脱硝装置设计效率≥85％，介于当前国内脱销技术水
平刚起步，建议采用进口催化剂。发电 300MW 以上运行的大型锅炉采用进口脱销技术，
有关其它方案有待调研落实。
7.4.1.14 热工控制
热电站自动化控制技术是安全可靠运行的重要保证。采用计算机 DCS 监测管理，
可以提高炉机控制管理水平，使炉机处于安全、稳定、经济的运行状态，可以节约大量
能源，降低运行费用。
7.4.2 脱盐水站
7.4.2.1 概述
为了满足化工工艺、余热锅炉和热电站蒸汽锅炉用水要求，拟设置脱盐水处理站、
凝结水处理站和余热锅炉除氧站。
7.4.2.2 设计依据
（1）《火力发电厂化学设计技术规程》DL/T5068
(2)《化工企业化学水处理设计技术规定》HG/T20653
(3)《化工企业化学水处理设计计算规定》HG/T20552
(4)《火力发电机组及蒸汽动力设备水气质量》GB/T12145
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(5) 化工工艺设计条件
7.4.2.3 原始资料
水厂供水水质分析数据表
单位
分析项目 备注
mg/L mmol/L
K+ +Na+ 38.8
+2
Ca 18.8
+2
Mg 31.1
NH4+ ＜0.1
+2
Fe ＜0.1
+3
Fe ＜0.1
+2
Cu
全铁
总和 88.8
—
Cl 21.3
SO2-4 96.1
HCO-3 149.5
CO2-3 0
NO-3 3.6
NO-2 0.053
—
F 0.4
PO4-3
总和 271.0
溶解氧
游离 CO2 3.9
H2SiO3 19.4
全固形物
总溶解固体 296.0
可溶性 SiO2
总硬度 175.1 以 CaCO3 计
暂时硬度 122.6
永久硬度 52.5
总碱度 122.6
电导率 25℃ 546.5us/cm
氨氮
PH 8.0
悬浮物 10.8
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色度 ＜5
根据以上水质状况需给水排水专业进行预处理后供给。
7.4.2.4 所需的脱盐水质
硬度≈0 微克当量/升
溶解氧≤7 微克/升
铁 ≤30 微克/升
铜 ≤5 微克/升
PH 8.8~9.3
7.4.2.5 全厂脱盐水平衡
根据化工区工艺透平凝结水回收量、废锅用水量和蒸汽冷凝液回收量，作出全厂化
学水平衡，详见下表。
化学水平衡表 单位：t/h
序 冷凝液 锅炉给水 锅炉给水 锅炉给水 锅炉给水 化学
装置
号 回收 t/h 15.0MPa 8.0MPa 3.5MPa 1.5MPa 水
鲁奇加压气
1 224.8 750.0
化
德士古水煤
2
浆
鲁变换冷却 81.0
3 德变换冷却 183.5 867.0
鲁低温甲醇
4 40.0
洗
德低温甲醇
5 40.0
洗
6 甲烷合成 990.0 32.0
开车
7 冷冻
40.0
8 酚氨回收 66.0
9 鲁奇硫回收 14.3
德士古硫回
10 9.5
收
11 汽机 -915.0
12 锅炉 2510.0
13 损失 75..0
14 全厂蒸汽冷 2012.7
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凝液
工艺透平冷
15 1430.0
凝液
合计 3442.7 1670.0 1215.4 183.5 1753.8 146.0
7.4.2.6 全厂脱盐水站规模确定
根据化工区化学水平衡表，考虑热电站汽水损失、化工区蒸汽凝结水回收、化学水
处理自用、开车及一定的余量等因素，装置设计能力要大于正常处理能力。
拟定脱盐水站正常产水量约 1406.0t/h。
拟定全厂冷凝液回收正常产水量约 2012.7 t/h。
拟定工艺透平蒸汽冷凝液回收正常产水量约 1430.0 t/h。
拟定除氧站正常处理能力约 3152.7 t/h。见全厂化学水平衡图。
7.4.2.7 脱盐水、凝结水处理流程及除氧站的确定
根据水质分析资料,脱盐水站的脱盐水制备流程拟定为：
原水→预处理→全自动清洗过滤器→活性炭过滤器→阳床→除二氧化碳器→中间
水箱→中间水泵→阴床→混合离子交换器→脱盐水箱→脱盐水泵→用户。
该流程技术可行、设备落实、出水水质稳定，可满足锅炉和工艺对给水水质的要求。
离子交换器树脂采用盐酸和液碱再生，盐酸和液碱由槽车运来，用卸酸、碱泵打入
高位酸和碱贮槽，自流至计量箱，经酸和碱喷射器分别将溶液稀释并送至离子交换器，
对失效的阴、阳离子交换树脂处理再生、待用，再生废液经地沟流入中和池。
设置凝结水处理站,根据锅炉给水及凝结水水质要求, 凝结水处理流程拟定为：
全厂凝结水→凝结水箱→凝结水泵→ 过滤器→除铁除油纤维吸附过滤器→前置离
子交换器→混合离子交换器（凝结水专用树脂）→ 水箱→ 除氧水泵→除氧器→给水泵
→ 用户。
工艺透平凝结水→凝结水箱→凝结水泵→ 过滤器→除铁除油纤维吸附过滤器→混
合离子交换器（凝结水专用树脂）→水箱→ 除氧水泵→除氧器→给水泵→ 用户。
该流程技术可行、设备落实、出水水质稳定，可满足锅炉和工艺对给水水质的要求。
水处理车间的排水应清、浊分流，清水直接回收利用，酸碱废水去污水处理厂。混
合离子交换器的树脂采用体内再生清洗，采用盐酸和液碱再生，再生废液经地沟流入中
和池，经中和泵打循环，使水质合格(PH=7-9)后，排入污水管网进污水处理厂。
热电站锅炉给水除氧按常规设置，工艺废锅给水除氧在工艺转化界区单独设置，利
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用工艺余热加热除氧水。
7.4.2.8 主要设备的选择
脱盐水站主要设备选型表
序号 名 称 规格及型号 数量
1 过滤器 3
2 活性炭过滤器 Q=200t/h 12
3 阳离子交换器 Q=200m3/h, 12
4 脱碳器 3
3
5 阴离子交换器 Q=200m /h, 12
6 混合离子交换器 Q=200t/h 12
7 新鲜水、脱盐水箱 V=1000m3 4
脱盐水站、凝结水处理站，低压除氧站设备选型可见热工专业主要设备表。
7.4.2.9 布置
脱盐水站内设水处理间、酸碱间、泵房、辅助间和水箱区。柱距为 6m，跨距为 24m。
水处理间布置全自动清洗过滤器、活性炭过滤器、阳离子交换器、阴离子交换器、混合
离子交换器和水泵等。酸碱间内布置有酸碱计量箱及酸贮罐和碱贮罐等。室外布置有新
鲜水箱、中间水箱、脱盐水箱、反洗水箱、中和水池等。水处理间的一端建有二层辅助
综合建筑，布置有控制室、分析室、办公室等。该工程可分三期建设：
脱盐水站总的占地面积约 66.0x150.0 m2，
凝结水处理站的占地面积约：66.0x150.0 m2，
除氧站的占地面积约：3 个：60.0x18.0 m2。
7.4.2.10 酸碱废水中和处理
脱盐水站的再生废液经地沟排至站外的中和池内，经中和泵打循环，调节酸碱废水
到 PH=7-9，达到污水综合排放标准后，由排水泵排至全厂废水管网进全厂污水处理厂
系统。
7.4.2.11 消耗指标
酸耗（31%HCI） 0.15kg/吨脱盐水
碱耗 (30%NaOH) 0.12kg/吨脱盐水
水耗 1.14t 新鲜水/吨脱盐水
电耗 1.4kWh/吨水
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7.4.3 热电站定员
由于现在机组的运行管理水平、各类设备自动化水平都在提高，车间定员参考《火
力发电厂劳动定员标准（试行）》，在此标准上适度减少。
定员：180 人
生产人员：175 人，其中：运行 165 人，维护小修 10 人
管理：5 人
7.5 固体原料、产品储运
7.5.1 备煤
7.5.1.1 设计任务及设计范围
本装置设计任务是为 32 台碎煤加压气化炉和 8 台水煤浆气化炉提供合格的原料煤，
以及 5 台高温高压煤粉炉提供合格的燃料煤。备煤的设计范围是从厂外带式输送机落料
开始，至碎煤加压气化厂房煤仓、水煤浆制备厂房煤仓和锅炉厂房煤斗为止。
7.5.1.2 概述
本项目设 4 个系列碎煤加压气化装置，每个系列气化厂房内布置有 8 台气化炉，7
开 1 备；2 个系列水煤浆气化装置，每个系列气化厂房内布置有 4 台气化炉，3 开 1 备；
1 个系列高温高压煤粉炉，布置有 5 台锅炉，5 开。
气化和锅炉用煤为同一种煤，来煤以带式输送机运输为主，汽车卸煤为辅。本装置
设 2 个直径 90m 圆形料场对原、燃料煤进行贮存，有效贮存能力~16 万吨，能贮存气化
和锅炉正常生产~4 天的耗煤量。
气化和锅炉的总耗煤量见下表：
原煤用途 粒度 年耗量(t/a) 日耗量(t/d) 小时耗量(t/h)
碎煤加压气化原料煤 6~50mm 5729600 17188.8 716.2
水煤浆气化原料煤 ≤6mm 4436800 13310.4 554.6
锅炉燃料煤 ≤6mm 3144000 9432 393
7.5.1.3 系统工艺流程
由厂外带式输送机输送过来的原、燃料煤直接转运至圆形料场贮存，系统能力为
4000t/h。汽车来煤时，在轮胎式装载机辅助作业下直接卸进汽车卸车库，经叶轮给煤机
将煤给入带式输送机，然后转运至圆形料场贮存，系统能力为 1500t/h。
由圆形料场出来的原、燃料煤经带式送机输送分别进入两个筛分破碎厂房，进入 1
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系列筛分破碎厂房的系统能力为 1200t/h。粒度≤300mm 的原、燃料煤输送至筛分破碎
厂房的各个缓冲仓内，经仓下的往复式给煤机将煤给入分级破碎机破碎至≤50mm。破
碎后的煤进入弛张筛进行筛分，6~50mm 的筛上物落入块煤缓冲槽，经叶轮给煤机将煤
给入带式输送机，然后转运至各个气化厂房运煤层，通过可逆配仓带式输送机将煤输送
至气化厂房煤仓贮存。≤6mm 的筛下物落入末煤缓冲槽，经叶轮给煤机将煤给入带式
输送机，然后转运至锅炉房的各个煤斗贮存。当筛下物煤量不能满足锅炉生产需要时，
筛分破碎厂房缓冲仓内的煤，可通过圆振动筛和环锤式破碎机筛分破碎至粒度≤25mm，
然后输送至锅炉煤斗贮存。去锅炉备煤系统能力为 650t/h，去碎煤加压气化备煤系统能
力为 1200t/h。
进入 2 系列筛分破碎厂房的系统能力为 1500t/h。粒度≤300mm 的原、燃料煤输送
至筛分破碎厂房的各个缓冲仓内，经仓下的往复式给煤机将煤给入分级破碎机破碎至≤
50mm。破碎后的煤进入弛张筛进行筛分，6~50mm 的筛上物落入块煤缓冲槽，经叶轮
给煤机将煤给入带式输送机，然后转运至各个气化厂房运煤层，通过可逆配仓带式输送
机将煤输送至气化厂房煤仓贮存。≤6mm 的筛下物落入末煤缓冲槽，经叶轮给煤机将
煤给入带式输送机，然后转运至水煤浆制备厂房的各个煤仓贮存。当筛下物煤量不能满
足水煤浆气化生产需要时，筛分破碎厂房缓冲仓内的煤，可通过圆振动筛和环锤式破碎
机筛分破碎至粒度≤19mm，然后输送至水煤浆制备厂房煤仓贮存。去水煤浆制备备煤
系统能力为 900t/h。
7.5.1.4 环境保护及三废处理
在备煤装置产生粉尘大的筛分破碎设备以及各个转运点设除尘措施，经除尘达到国
家允许的粉尘排放标准后排入大气。圆形料场内设喷雾抑尘装置，在各个建构筑物楼层
和皮带机输送栈桥设水冲洗地坪设施。
7.5.2 固定床加压气化排渣
本工程的气化排渣装置与气化装置相对应，分为 4 个系列，以下为一个系列的设计
说明。
7.5.2.1 设计任务及范围
本装置设计任务是将来自气化炉灰锁排出的灰渣，经水力冲渣系统冲至渣池，渣在
渣池内沉降后，灰渣和水分离，用抓斗桥式起重机抓出，由汽车将灰渣外运。气化排渣
的设计范围是从气化炉灰锁落料开始，至渣池为止。
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7.5.2.2 概述
本项目设 4 个系列气化排渣装置，分别处理 4 个系列碎煤加压气化装置所排出的灰
渣。每个系列气化厂房内布置有 8 台气化炉，7 开 1 备，每个系列沉渣池的有效容积可
储存气化炉正常生产 36 小时的排渣量。渣池泵房靠近气化厂房布置，缩短水力输送的
距离。清水则由渣浆泵输送至冲渣管道和膨胀冷凝器循环利用。
气化炉的总排渣量见下表：
年排量(t/a) 日排量(t/d) 小时排量(t/h)
灰渣 342080 1026.24 42.76
7.5.2.3 工艺流程说明
气化厂房中气化炉灰锁排出的灰渣通过竖灰管落入渣沟。渣沟设有一定的坡度，驱
使并引导灰渣水流入沉渣池。在沉渣池内，灰渣水流速变缓，灰渣因重力作用而沉向池
底，水则溢流入澄清池。澄清池内更细的灰渣和水进行分离，细灰渣留在澄清池内，水
则流入清水池。泵房内由渣浆泵将清水送入冲渣管道，管道沿渣沟敷设，并在渣沟起始
点、落渣点和转弯处等位置设激流喷嘴，激流喷嘴喷出的高压水将渣沟内的渣冲入沉渣
池，防止淤积。在冲渣管道上设有连接气化厂房膨胀冷凝器的接管，循环利用后排入渣
沟。当沉渣池中的灰渣沉积到一定高度时，由抓斗桥式起重机将灰渣转入晾渣台滤水晾
干，然后由抓斗桥式起重机装汽车运出厂外。
渣池分为三个区域，由渣沟来的灰渣水首先进入沉渣池沉去大部分的灰渣，然后水
流入澄清池继续沉去水中的细灰，水最后流入清水池。清水池内的水循环利用。
7.5.2.4 环境保护及三废处理
渣池内的水循环利用，节约了用水，又减少了外排的污染。地下渣沟有含尘蒸汽排
放的地方设有机械通风除尘，以改善操作环境，经除尘达到国家允许的粉尘排放标准后
排入大气。
7.5.3 锅炉排灰
7.5.3.1 设计任务及范围
本装置设计任务是将锅炉除尘器收集的炉灰，经过气力输送进行贮存和装车。锅炉
除灰的设计范围是从锅炉除尘器落灰口开始，至灰库装车设备为止。
7.5.3.2 概述
本项目设 5 台高温高压煤粉锅炉，每台锅炉除尘器为双排布置共 16 个灰斗。除尘
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器炉灰处理采用正压浓相气力输送系统。以 1 台锅炉为一个输送单元，压缩空气由全厂
空压站提供，作为炉灰输送动力和控制气源。本装置共设 2 座几何容积 800m3 的灰库，
能贮存 5 台锅炉正常生产 48 小时排灰量。
锅炉的总排灰量见下表：
年排量(t/a) 日排量(t/d) 小时排量(t/h)
炉灰 154000 462 19.25
7.5.3.3 工艺简述
锅炉除尘器灰斗的炉灰落入灰斗下的发送器，发送器内的炉灰在压缩空气的作用下
与气流充分混合后通过输灰管道送往灰库。灰库顶部设有布袋除尘器和真空压力释放
阀。灰库下部设有两个出灰口，一路设有双轴搅拌机，将灰库内排出的炉灰经双轴搅拌
机增湿后装入汽车外运，减少了装车和运输环节过程中灰尘对环境的污染。另一路设有
汽车散装机，汽车散装机落料口设有除尘设施，将灰库内排出的炉灰由汽车散装机装入
汽车罐车外运。
7.5.3.4 环境保护及三废处理
本装置有粉尘产生的场所，均设置了除尘措施，经除尘后排放浓度达到国家允许的
排放标准。
7.5.4 锅炉排渣
7.5.4.1 设计任务及范围
本装置设计任务是将锅炉排出的炉渣，经过输送进行贮存和装车。锅炉排渣的设计
范围是从锅炉捞渣机落渣开始，至渣仓装车设备为止。
7.5.4.2 工艺简述
本项目设 5 台高温高压煤粉锅炉，对应每台锅炉设一套锅炉排渣装置，每套排渣装
置设一个几何容积 100m3 的渣仓，能贮存单台锅炉正常生产 48 小时排渣量。
锅炉的总排渣量见下表：
年排量(t/a) 日排量(t/d) 小时排量(t/h)
炉渣 28000 84 3.5
由锅炉捞渣机排出的炉渣经链斗输送机转运输送至锅炉房外的渣仓贮存。在渣仓下
部设一个排渣口，渣仓排出的炉渣经电液动颚式闸门装汽车外运。
7.5.4.3 环境保护及三废处理
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凡是有害粉尘排放的设备，均设有除尘设备，经除尘达到国家允许的排放标准后排
入大气。
7.6 工艺供热外管
7.6.1 概述
本工程为 40 亿方/年煤制天然气的全厂工艺与供热外管道可行性研究。
本设计依据文件有工程咨询实施计划，现场考查提供的条件，并参照国内相类似工
程的初步设计和详细工程设计，计采用的标准及规范如下：
《化工装置管道布置设计内容和深度规定》 HG/T20549.1-1999
《建筑设计防火规范》 GB50016-2006
《工业金属管道设计规范》 GB50316-2000
《化工装置管道布置设计工程规定》 HG/T20549.2-1999
《化工厂管架设计规定》 HG/T20670-1989
《化工设备、管道外防腐设计规定》 HG/T20679-1990
《化工管道设计规范》 HG20695-1987
《工业设备及管道绝热工程施工及验收规范》 GBJ126-89
《工业金属管道工程施工及验收规范》 GB50235-1997
《现场设备、工业管道焊接工程施工及验收规》 GB50236-1998
《管架标准图》 HG/T21629-1999
7.6.2 管道及其支架的敷设
管架设计首先应本着保证安全、正常生产及方便操作、检修，其次应节约材料及投
资，尽可能整齐、美观，创造良好的生产环境。
根据生产性质、被输送介质特性以及操作、安装、检修情况，工艺及供热外管道全
部采用架空敷设。管架结构形式在满足安全可靠、整齐美观的前提下，并做到经济合理。
管架支柱采用钢筋混凝土结构，上部采用钢结构梁。梁式管架分为一～三层，管架宽度
为 3～6 米，跨距 8～10 米；独立管架为一层，管架宽度为 1～2.5 米，跨距 6～12 米；
部分跨越道路桁架跨距 12～28 米。管架净空高度为一般为 3.5～4.5 米，跨越道路时净
空高度≥5 米，跨越铁路时净空高度≥6 米。必要的管道采用管墩、管沟或埋地敷设。
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7.5.3 管道设计
7.6.3.1 管道布置
（1）布置管道时，应对全装置所有管道（包括生产系统管道、辅助系统管道、采
暖管道、电气及仪表桥架等）全盘规划，统一考虑。
（2）管道布置：一般情况下工艺物料管布置在最下层，公用物料管布置在中间层
或最上层，电缆桥架布在最上层。当管线较少同层布置时，电气与仪表电缆净距≥500mm，
管道与电缆桥架净距≥500mm。
（3）管道的保温、保冷、防腐、涂色及管道材料的选用按材控专业设计规定进行。
（4）从水平的气体主管上引支管时，应从主管的顶部接出；从水平的液体主管上
引支管时，应从主管的底部接出。
（5）对“无袋形”、“带有坡度”等要求的管道，应按工艺要求进行管道布置。
（6）埋地管道应考虑车辆荷载的影响，管顶与路面的距离不小于 0.6m，并应在冻
土深度以下。
7.6.3.2 管道排列
（1）水平面排列：大管、热管、高压管道尽量靠近柱子，支管少的管道靠内，支
管多管道的在外，不经常检修的管道靠内，经常检修的管道在外。
（2）垂直面排列：热介质（保温）的管道在上，冷介质（不保温）的管道在下，
无腐蚀性介质的管道在上，有腐蚀性介质的管道在下，气体管道在上，液体管道在下，
高压管道在上，低压管道在下，金属管道在上，非金属及衬里管道在下，不经常检修的
管道在上，经常检修的在下。
7.6.3.3 管道间距
（1）平行管道净间距应满足管子焊接、隔热层及组成件安装维修的要求。
（2）管道上突出部分之间与墙壁或柱边的净距不应小于 50mm，无法兰、无隔热
层的管道之间的净距一般不小于 50mm，有侧向位移的管道应适当加大管道间的净距。
7.6.3.4 放空与导淋
（1）工艺要求的放空和导淋口应依照 PID 图上的要求设置。
（2）管道高点应按工艺要求高点加放空，低点加导淋；除过热蒸汽外，每间隔 60
米左右还应另加疏水装置，放空和导淋的要求如下：
管线尺寸 放空／导淋管尺寸
DN15 及以下管线 与管线尺寸相同
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DN20～250 DN20
DN300 及以上 DN25
（3）有毒、有腐蚀及易燃易爆液体管道的导淋管不得接入下水道，需接入封闭系
统。
7.6.3.5 管道的热补偿
（1）管道由于热胀冷缩产生的位移、力和力矩，应优先利用管道布置的几何形状
来吸收。
（2）管道自补偿能力不能满足要求时，应在适当位置安装 Π 型补偿器或其他类型
的膨胀节。
7.6.4 防静电
对输送有静电危害的介质的管道，必须考虑静电接地措施。应符合 GB12158《防
止静电事故通用导则》的规定。
7.7 采暖通风及空调
7.7.1 采暖设计
本工程的生产厂房及辅助建筑物均设置全面采暖系统。建筑的采暖热媒为 110/70℃
热水，由厂区室外管网供给。采暖外管网为管架敷设，在厂区无管架之处，管架采用直
埋敷设。
对远离采暖管网的车间单体采用冷暖型空调器采暖。
7.7.2 空调设计
根据相关专业的要求，在气化、净化、甲烷合成、调度室等 DCS 控制室设置恒温恒
湿机房空调机组以满足控制室温、湿度的要求。为保证 DCS 控制室内电子控制系统的电
子元件、集成电路不受腐蚀性气体侵蚀，各控制室均设新风处理装置。锅炉房控制室、
造气控制室设置舒适性空调机组，以满足房间温度的要求。
7.7.3 通风设计
本工程根据各生产装置的特性设置通风系统。通风方式为局部与全面通风两种。排
除化验室通风柜的有害气体采用局部排风装置，对产生有害气体及散发大量余热的车间
设置全面排风装置，用轴流风机和屋顶风机进行机械通风换气。
对办公室、操作室、控制室等均设置吊扇或台扇用于防暑降温。通风设备根据使用
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场所的特性分别要求防腐、防火、防爆。
7.8 维修
本工程设置机修、电修、仪修，按企业小修规模设置，大修依靠当地力量的统一调
动或借助当地社会协作解决。
7.8.1 机修
本工程机修车间按小修规模设置。可视情况进行合理解决。
机修设置机工组、钳工组、铆工组、维修组、理化室、检验室、探伤室、备件库、
工具库和杂品库等。
7.8.2 电修
为保证全厂电气设备的安全、可靠运行，在厂内设置电修车间，其主要任务是负责
全厂电气设备，包括电力变压器、高低压电动机、发电机、高低压配电装置、控制柜及
各种控制设备元件的正常维护、检修及试验；以及高低压电缆及架空线路的维护、检修
及试验；电气仪表、继电保护装置以及可控硅和元件的维护、检修及调试。
电修的规模以中、小修为主，可视情况进行合理解决。
7.8.3 仪修
本工程拟建厂址位于工业区内，可充分利用当地仪表修理、社会外协能力，故本工
程只考虑小修。
工厂设仪表修理车间，负责仪表、DCS、PLC 及计算机系统备品备件的管理，并负
责计划、采购、保管消耗材料和工器具。
工厂不设计量站，计量器具的定期检验送省市计量部门检验，或请计量部门上门检
验。
7.9 分析化验
7.9.1 概述
根据生产工艺对分析化验的需要，本工程新建一座全厂性中心化验室，负责本工程
的原料和产品分析，同时在煤气化装置、甲烷合成装置及供热站设置装置分析室，用于
分析生产过程中控制项目的检测。
7.9.1.1中央化验室任务
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中央化验室负责本工程的原料及辅助材料的质量分析、成品的质量评定、装置化验
室的中间质量控制分析、中央化验室试剂和标准溶液的配制、中央化验室所需蒸馏水及
去离子水的制备、全厂各化验室的温度计、量器、秒表、天平和砝码的校验、中央化验
室仪器设备的日常维修、全厂的安全分析、各装置化验室的化验人员培训、分析人员的
调配及技术指导、水质全分析及水质微生物种类的检测分析。
7.9.1.2煤气化装置的任务
煤气化装置分析室主要负责空分装置、煤气化装置及一氧化碳变换、酸性气体脱除、
等工段的各项工艺指标的生产控制分析；本装置分析室试剂和标准溶液的配制；本装置
分析室所需蒸馏水制备；本装置内的自动分析仪表的校核；本装置各工段的安全分析。
7.9.1.3甲烷合成装置的任务
甲烷合成装置分析室主要负责甲烷合成装置中天然气的各项工艺指标的生产控制
分析、本装置分析室试剂和标准溶液的配制、本装置分析室所需蒸馏水制备、本装置内
的自动分析仪表的校核、负责本装置各工段的安全分析。
7.9.1.4供热站分析室的任务
供热站分析室主要负责锅炉给水、锅炉炉水、过热蒸汽、饱和汽、灰、渣等工艺指
标的生产控制分析、本分析室试剂和标准溶液的配制、本分析室所需蒸馏水制备。
7.9.2 分析室的布置
中心化验室设置在厂前区，建筑面积约为 2200 平方米。包括：原子吸收分析室、
色谱室、硫分析室、仪器分析室、化学分析室、煤质分析室、热量计量室、成品分析室、
原料分析室、加热室、制样室、制剂室、天平室、蒸馏水室、化学品室、贮藏室、洗涤
室、维修室、钢瓶间、更衣室、办公室、资料室等。在煤气化装置设置综合分析室，其
建筑面积约为 300 平方米。包括：色谱室、仪器分析室、化学分析室、加热室、天平室、
蒸馏水室、化学品室、更衣室、办公室等。
甲烷合成装置设置综合分析室，分析室建筑面积约为300平方米，包括色谱室、硫
分析室、仪器分析室、化学分析室、加热室、天平室、蒸馏水室、化学品室、更衣室等。
在供热站内设置装置综合分析室，其建筑面积约为100平方米。包括仪器分析室、
化学分析室、加热室、天平室等。
各分析室的建筑设施采用全国通用建筑标准设计：实验室建筑设备JSJT-112的标
准。在各分析室内，设有实验台柜，且有局部排风装置用以抽排实验气体；装有空调采
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暖设施，以满足室内温湿度要求；室内铺设用水设施的给排水管路，铺设供分析仪器设
备用电所需的电气线路。
7.9.3 仪器选型
本设计中的分析仪器设备的选型及配备立足于国内产品，以满足分析工作需要为原
则，采用性能可靠、经济合理、先进优质的产品。对国内达不到测试精度和分析控制要
求的部分关键仪器设备，以选用国外产品替代。
7.10 土建
7.10.1 建筑设计
7.10.1.1 设计原则
(1)建筑设计是根据生产工艺提出的设计条件结合总图位置，进行平面布局，空间
组合，结构选型，全面考虑施工、安装及检修要求，既充分满足生产要求，又注重建筑
的形象。
(2)根据化工生产的特点，应按国家规范，妥善处理防火、防爆、防污、防腐、耐
高温等要求。
(3)在生产工艺允许的条件下，尽可能采用联合厂房，并考虑开敞与半开敞甚至露
天装置以节约投资。
(4)根据需要，积极采用经过验证的新技术，经过国家或省、部级鉴定的新材料，
并尽可能利用地方材料。
(5)建筑设计应遵守国家现行技术规范、规定，特殊建筑物按专门的技术规范、标
准执行。
7.10.1.2 建筑设计
(1)屋面：屋面采用卷材防水，大型仓库采用压型钢板屋面防水,屋面保温隔热层采
用防水树脂珍珠岩板，无特殊要求者，屋面檐口高在 7.0ｍ以下可采用自由落水，其它
一律采用有组织排水。
（2）墙体：凡框架结构的非承重填充墙，采用加气混凝土砌块，凡用砖墙承重的
建构筑物，砖用 MU15、MU10 强度等级的机制灰砂砖，室内地坪以下－0.060 墙体考
虑设防潮层。
（3）楼地面：楼地面按各建筑物要求设计，一般采用水泥砂浆、有清洁要求者采
用水磨石或地砖，有特殊要求者特殊处理，生产厂房室内外高差 300，配电、综合楼为
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450～600，特殊建筑可根据需要定。
（4）门窗：生产区（包括辅助厂房）一般均采用塑钢窗、木门和钢木大门，厂房
塑钢窗采用推拉窗和中悬窗，配电室、控制室及其辅助用房窗加设纱窗。
（5）装修：外墙装修为水泥砂浆底、彩色外墙丙烯酸涂料面，重要部分可用瓷砖，
内墙面装修采用混合砂浆打底，丙烯酸内墙涂料，天棚采用混合砂浆底，丙烯酸内墙涂
料，要求较高的房间如重要控制室等采用轻钢龙骨石膏板吊顶。
（6）油漆：钢窗、钢门 St3 除锈等级，红丹打底、面刷防腐蚀性涂料，木门窗刷
调和漆一底二面，有防腐要求的钢梯、平台、栏杆、门窗刷防腐蚀性涂料。
（7 ）防腐蚀 ：有腐蚀介质作用的建构筑物按《工业建筑 防腐蚀设计规范》
GB50046-1995 做防腐蚀处理，防腐蚀建构筑物的构造节点采用国标《防腐蚀建筑构造》
（J333）。
7.10.1.3 建筑设计规范和标准图集
(1) 国家标准图、西北标准图
(2) 国家强制性规范及有关规定性文件
《房屋建筑制图统一标准》 GB/T5001-2001
《建筑抗震设计规范》 GB50011-2001
《建筑地面设计规范》 GB50037-1996
《工业建筑防腐蚀设计规范》 GB50046-1995
《建筑设计防火规范》 GB50016-2006
《化工建筑涂装设计规定》 HG/T20587-1996
《民用建筑设计通则》 JGJ37-1987
《厂房建筑模数协调标准》 GBJ6－86
《屋面工程技术规范》 GB50207－94
《工业企业噪声控制设计规范》 GBJ87－85
7.10.2 结构设计
7.10.2.1 结构设计原则
贯彻执行国家的技术经济政策，结构设计应做到技术先进、经济合理、安全适用、
确保质量；从工程实际出发，考虑当地的建筑材料供应条件和施工队伍的生产能力，合
理选用材料、结构方案、构造措施，以满足生产、使用和检修要求,保证足够的强度、
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刚度和稳定性；严格按照国家和地方现行有关设计规范、规程、标准执行；为了保证施
工质量及施工进度，设计尽量采用标准设计，主要采用国家标准或行业标准,。
7.10.2.2 结构设计标准、规范、规定
《建筑结构可靠度设计统一标准》 GB50068-2001
《建筑结构设计通用符号、计量单位和基本术语》 GBJ83-85
《建筑结构制图标准》 GB/T50105-2001
《建筑结构荷载规范》 GB50009-2001
《砌体结构设计规范》 GB50003-2001
《钢结构设计规范》 GB50017-2003
《混凝土结构设计规范》 GB50010-2002
《冻土地区建筑地基基础设计规范》 JGJ118-98
《岩土工程勘察规范》 GB50021-2001
《建筑地基基础设计规范》 GB50007-2002
《建筑地基处理技术规范》 JGJ79-2002
《化工建构筑物楼面荷载设计规定》 HGJ27-89
《化工厂管架设计规定》 HGJ22-89
《岩土工程勘察规范》 GB50021-2001
《建筑桩基技术规范》 JGJ94-94
《冷弯薄壁型钢结构技术规范》 GB50018-2002
《建筑抗震设计规范》 GB50011-2001
《构筑物抗震设计规范》 GB50191-93
《化工建、构筑物抗震设防分类标准》HG/T20665-1999
《动力机器基础设计规范》 GB50040-96
《给水排水工程构筑物结构设计规范》GB50069-2002
《地下工程防水技术规范》 GB50108-2001
《化工、石油化工管架、管墩设计规定》HG/T20670-2000
《钢筋混凝土结构预埋件》 91SG362
《多层砖房钢筋混凝土构造柱抗震节点详图》03G363
《混凝土结构施工图平面整体表示
方法制图规则和构造详图》 03G101-1
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《悬挂运输设备轨道》 98(04)G359（一）～（四）
《1.5mX6.0m 预应力混凝土屋面板》 92G410（一）～（三）
《梯形钢屋架》 97(04)G511
《轻型屋面梯形钢屋架》 01SG515
《吊车轨道联结》 95(03)G325
《柱间支撑》 97G336
《建筑物抗震构造详图》 03G329-(一)
97(03)G329-(二)～（六）
《钢筋混凝土基础梁》 93(03)G320
《钢筋混凝土连系梁》 93(03)G321
《钢筋混凝土吊车梁》 95(03)G323（一）～（二）
《钢筋混凝土屋面梁》 96(03)G353(一)～(六)
《吊车梁走道板》 95(03)G337
《热扎 H 型钢和剖分 T 型钢》 GB/T11263—1998
7.10.2.3 结构材料
混凝土强度等级 C20～C40；钢筋：HPB300(fy=210N/mm2)、HRB335(fy=300N/mm2)、
HRB400(fy=400N/mm2)；结构钢材：Q235-B、Q345-B；焊条：E43XX、E50XX。
7.10.2.4 抗震设计
据新疆防御自然灾害研究所为本项目所作的地震安全性评价报告（已获自治区地震
局批准）的结论：场地50年超越概率10%的地表加速度为0.10g，所对应的地震烈度为7
度。
7.10.2.5 基础设计和地基处理
本工程的地基处理及基础形式一般采用天然地基为持力层做浅基础（钢筋混凝土条
形或独立基础），对荷载较大的重要建构筑物、对不均匀沉降较敏感的大型设备基础如
果采用利用天然地基上做基础后仍然不能满足需要时，拟采用地基处理如换土、桩（墩）
基础，施工前应进行试桩。
7.10.2.6 建筑结构选型
综合办公楼、倒班宿舍、食堂、一氧化碳变换框架、硫回收框架、酸性气体脱除、
循环水站、污水处理站及污泥脱水间为钢筋混凝土框架结构，压缩装置采用钢筋混凝土
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排架结构，空分装置中的压缩厂房采用钢筋混凝土排架结构，8 米跨管廊采用钢筋混凝
土框架结构，其余管廊采用钢框架结构，煤气化装置采用钢筋混凝土框架结构，冷凝液
精制、供热站采用采用钢筋混凝土框排架结构，废水回收采用钢筋混凝土排架结构，氨
罐区采用钢筋混凝土基础，成品贮运系统：对于转运站采用钢筋混凝土框架结构；栈桥
结构采用钢结构（栈桥采用钢桁架）；所有水池均采用钢筋混凝土结构，大型设备基础
采用钢筋混凝土结构、小型设备基础采用混凝土结构。
7.11 电信
7.11.1 设计范围
电信专业设计范围包括：厂区内部的电话系统、网络布线系统、火灾自动报警系统、
可燃气体及毒性气体探测系统、对讲系统、电视监控系统、有线电视系统等的电信系统
设计。
厂区与外部联系所需的中继线路、有线光缆、网络光缆及 119 直通线等由厂方负责
解决。
7.11.2 设计依据及遵循的规范
《火灾自动报警系统设计规范》 （GB50116-98）
《工业企业扩音通信系统工程设计规范》 (CECS62：94)
《石油化工企业电信设计规范》 (SH/T 3153-2007)
《石油化工装置电信设计规范》 (SH/T 3028-2007)
《石油化工可燃气体和有毒气体检测报警设计规范》 （GB 50493——2009）
《建筑设计防火规范》 （GB50016-2006）
《石油化工企业设计防火规范》 （GB50160-2008）
《民用闭路监视电视系统工程技术规范》 (GB50198-94)
《工业电视系统工程设计规范》 （GBJ115-87）
《爆炸性气体环境用防爆电气设备通用要求》 （GB3836.1-2000）
《建筑与建筑群综合布线工程设计规范》 (GB/T50312-2000)
《工业企业扩音通信系统工程设计规程》 (CECS62:94)
7.11.3 设计内容分项说明
电信线路
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电信线路包括电话电缆及用户线；火警信号线、电源线、广播线、控制线；气体探
测电缆；扩音对讲系统专用电缆；视频信号线；电视监控系统控制电缆、电源线；网络
线缆等。
电话系统
为方便全厂的生产、生活联系，便于调度及指挥生产，全厂设置行政电话及调度电
话系统。
为了满足网络化管理的需求，在办公楼、综合楼、三修车间办公楼、中央化验室、
各车间综合楼、消防站设置信息插座，并予留计算机网络布线，网络设备及组网由厂方
负责。
7.11.4 火灾自动报警系统
为确保本企业生产安全可靠运行，避免火灾带来的重大损失，本工程设置火灾自动
报警系统。
火灾自动报警系统采用控制中心报警系统方式，二总线制。本系统设计采用的是火
灾自动报警系统与消防联动控制系统一体化，其设计思想是将所有的火灾探测器与各类
模块接入火灾报警控制器（联动型）。
系统包括感烟探测器、感温探测器、编码型手动报警按钮、防爆型手动报警按钮、
火警声光讯响器、火警事故广播、线型缆式感温探测器及火焰探测器等。
在消防站设置火灾报警控制器，并在中央化验室电信室内设置同样功能的火灾报警
控制器。在办公楼、总变、三修车间办公楼、车间综合楼、中央控制室、泡沫站等处设
置火警重复显示盘，其通讯线由火灾报警控制器引来。
在消防站设置消防电话总机，并与消防大队联网，设置 119 直通电话。其 119 直通
线由地方消防大队引来（由厂方负责）。
在中央化验室、办公楼、总变、三修车间办公楼、车间综合楼、中央控制室、泡沫
站等处设置消防电话分机，其消防电话线由消防电话总机引来。
在消防站的走廊等处设置火灾事故广播扬声器、吸顶安装，通过消防广播模块接入
火灾报警系统。平时可做一般性业务广播；但发生火灾时，具有优先火灾报警功能。消
防广播主机设在消防站，并予留正常广播设备一套（厂方负责）。
控制室、操作室、配电室、化验室等处设置感烟探测器、感温探测器和手动报警按
钮；电缆夹层处设置缆式线型感温探测器；在办公楼的门大厅顶部设置火焰探测器；其
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它处以设火灾报警手动按钮为主。
感烟探测器、感温探测器均为吸顶安装；手动报警按钮安装在公共场所，并依据场
所需要部分安装在室外。所有设备及材料均选择满足环境特征要求的设备及材料，如：
爆炸场所设置防爆型火警设备，腐蚀、粉尘场所设置防腐、防粉尘型火警设备等。
根据工艺专业条件，在泡沫站设置联动模块用于联动消防水泵。
7.11.5 可燃性气体及毒性气体探测系统
为保障企业的生产安全和人身安全，检测泄露的可燃气体或有毒气体的浓度，并及
时报警以预防火灾与爆炸和人生事故的发生，本工程设置可燃性及毒性气体探测系统。
系统包括气体探测装置、安全栅和气体报警控制器等。
系统主要用于检测空气中可能泄露的甲醇、甲烷、氢气、氨气、一氧化碳、硫化氢
等危险气体。因此在危险气体的主要泄露处，设置气体探测装置。并在就近的操作室内
设置气体报警控制器，若就近无操作室则气体报警控制器设在相关办公楼控制室内。
7.11.6（生产扩音）对讲系统
为方便调度、指挥、流动巡检等相关人员通信联络及满足在恶劣环境（嘈声和灰尘
大、气候恶劣）下高效快节奏生产流程在线各岗位间通信联络，特设置对讲系统。该系
统包括有线扩音对讲系统和无线对讲系统。
7.11.7 电视监控系统
为满足企业生产管理和企业安全的要求，设置电视监控系统。包括生产电视监控系
统和安防电视监控系统。
7.11.8 有线电视系统
在综合楼内设置有线电视系统，采用电视图象双向传输方式。
有线电视系统由前端箱、分配器、终端分支器及电视插座组成。
有线电视系统施工前，要征得当地有关部门的认可。由外网引来的光缆等由厂方负
责。
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8 节能
8.1 概述
8.1.1 编制说明
将有限的能源得到最充分合理的利用，这是我国国情的需要，也是我国的国策之一。
本工程为消耗一次能源的大型化工企业，如何合理地利用能源，是设计、制造和运行中
要着重研究的课题。本工程能耗计算依据《石油化工设计能量消耗计算方法》
（SH/T3110-2001）。
8.1.2 计算范围
本项目各装置包括备煤、碎煤加压气化、水煤浆气化、变换及冷却、低温甲醇洗、
甲烷合成、压缩干燥、空分、煤锁气压缩、硫回收、制冷、煤气水分离、酚氨回收、全
厂火炬、热电站、公用工程及辅助装置等。因此本工程的能耗计算从原煤起到天然气成
品止。
8.2 节能原则
积极贯彻执行国家关于节能设计的有关规范和规定，采用节能型工艺技术和设备；
优化工艺流程，按能量品位高低串联使用，做到一能多用，使能源得到综合利用；选择
节能型传动设备，提高能源利用率；正确选用传动设备，防止“大马拉小车”现象；采
取有效措施，减少能量损失。
8.3 节能措施
8.3.1 工艺节能措施
本项目工艺设计中充分选用了适合国情的国内外现有的先进技术和工艺，如大型空
分装置、碎煤加压气化、水煤浆气化、耐油耐硫变换、低温甲醇洗净化、吸收制冷工艺、
高温甲烷合成装置，优化了工艺流程组合，充分利用了工艺气废热能，特别是低位热能。
主要节能措施有：
（1）在选定核心技术的条件下，优化全厂总工艺流程，使其他技术的选择在总体
上满足全厂流程最优化的要求。
（2）空分空压机、增压机、天然气压缩机等采用蒸汽透平直接驱动，压缩效率的
提高，避免了能量转换的损失，从而达到节能的目的。
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（3）采用了氧耗最低的碎煤加压气化工艺技术，同时在气化过程中直接产生的甲
烷量占总产品量的 30~40%，最大限度的降低了全厂整体的能耗。
（4）变换余热回收，根据余热位能的高低采取不同回收方式，因而达到合理、有
效地回收余热的目的。
（5）采用先进的、低能耗的、具有选择性吸收的低温甲醇洗净化工艺及溶剂萃取
脱酚工艺，降低蒸汽消耗、电耗。
（6）工艺排出的中压蒸汽冷凝液，首先闪蒸回收低压蒸汽。
（7）充分回收全厂冷凝液。
（8）按不同等级保温要求，选用相应的高效保温材料，加强建筑节能措施。
8.3.2 给排水节能措施
本工程大型压缩机组透平全部采用空气冷却，大大降低了水的消耗。
各装置主要工业水、冷却水尽可能采用循环水，实行水的重复利用，节约水资源。
优化循环冷却水水质稳定处理方案，提高循环水浓缩倍数，减少补充水量。尽量采用气
水反冲洗来清洗设备，以便减少水的用量。加强用水管理，配置流量计、水表等计量工
具，对各用水装置实行定额管理，消除跑冒漏滴。对用水分质管理，对生产装置排出的
废水经处理后尽可能回用作生产用水，减少一次水用量。
8.3.3 供电节能措施
（1）所有电气设备及材料均采用低损耗的电气设备和材料。
（2）对部分用电量变化较大的用电负荷采用变频器控制。
8.3.4 其它节能措施
换热器采用高效、低压降换热器提高效率，减少能耗；在机泵的选用上选用高效机
泵，提高设备效率。采用先进的自动控制系统，使得各系统在优化条件下操作，提高全
厂的用能水平。加强设备及管道的隔热和保温等措施，对所有高温设备及管线均选用优
质保温材料，减少散热，提高装置及系统的热回收率。建筑物外墙加设保温措施。
8.4 合成天然气能耗指标
本计算以天然气 54.04×104Nm3/h，年操作时间为 8000 小时计。
本工程天然气产品总能耗为 69.275GJ/1000Nm3 干天然气，能源转化效率 57.044%。
在煤制气的领域应该是一个比较好的水平，天然气产品能耗指标见下表。
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合成天然气装置能耗指标表（以 1000Nm3 干天然气气计）
序号 项目 单位 消耗(实耗) 单位折能 MJ 能耗 GJ
1 消耗
1.1 原料煤、燃料煤 t 3.0774 22.50×103 69.242
1.2 新鲜水 t 5.459 6.00 0.033
小计 69.275
2 产品
2.1 天然气 Nm3 1000 34.946 34.946
2.2 焦油 t 0.0342 39.775×103 1.3608
2.3 中油 t 0.0396 40.53×103 1.6056
3
2.4 石脑油 t 0.009 42.91×10 0.387
3
2.5 粗酚 t 0.144 19.7×10 0.288
2.6 液氨 t 0.001 15×103 0.015
2.7 硫磺 t 0.007 6770 0.047
硫铵 t 0.012 9110 0.109
2.8 电 kWh 69.68 10.89 0.759
小计 39.5174
3 总能源转化效率 39.5174/69.275＝57.044%
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9 环境保护
9.1 厂址自然条件
9.1.1 地理位置
新疆广汇准东喀木斯特年产40 亿立方米煤制天然气项目厂址位于新疆维尔自治区
的富蕴县境内。富蕴县位于新疆维吾尔自治区东北部，地处阿尔泰山南麓，准噶尔盆地
北缘，东临青河县，西连福海县，南与昌吉州毗邻，北与蒙古国接壤。
厂址位于富蕴县县城南约160 公里。厂址东南角地理坐标：东经89°39′15″，北
纬45°42′29″，且地处216 国道西侧。
9.1.2 地形地貌
地形、地貌概况：拟建厂址场地地貌属戈壁及冲洪积平台地貌，海拔标高约 960 米
左右，地势平坦，地形简单。土地属于国有未利用荒漠。
9.1.3 水文、工程地质
地震
本区属于7度地震烈度预测区，地震动峰值加速度为0.10g。
水系
目前，厂址的工程地质、水文地质的勘察工作尚未进行工作。
9.1.4 气象条件
9.1.4.1 气温
本区域属典型之大陆性气候，冬季严寒风沙大，春秋两季短暂，夏季干燥酷热，降
水量稀少，并具日温差大的地区特征。根据富蕴县1999-2008 年的气象资料：
● 气温
极端最高气温 38.9℃
极端最低气温 -41.8℃
年平均气温 4.3℃
平均最高气温 11.9℃
平均最低气温 -1.9℃
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●气压
平均气压 925hPa
● 降水量
年平均降水量 208mm
24 小时最大降水量 31.7mm
● 蒸发量
年平均蒸发总量 1445.5mm
年最大蒸发总量 2092mm
● 风
最大风速 20.0m/s
主导风向 WNW
● 积雪、冻土
最大积雪深度 71cm
土壤冻结深度 141cm
9.2 编制依据及采用标准
9.2.1 编制依据
（1）化工建设项目可行性研究报告内容和深度的规定。
（2）《建设项目环境保护管理条例》（中华人民共和国国务院第 253 号 1998 年 11
月 29 日）。
9.2.2 执行的有关法规及规定
（1）《中华人民共和国环境保护法》，（1989 年 12 月 26 日）；
（2）《中华人民共和国大气污染防治法》，（2000 年 4 月 29 日）；
（3）《中华人民共和国大气污染防治法实施细则》，（1991 年 5 月 8 日）；
（4）《中华人民共和国水污染防治法》，1996 年 5 月；
（5）《中华人民共和国水污染防治实施细则》，2000 年 3 月 20 日；
（6）《中华人民共和国固体废物污染环境防治法》，1996 年 4 月；
（7）《中华人民共和国噪声污染防治法》，1996 年 10 月 29 日；
（8）《中华人民共和国清洁生产法》，2003 年 1 月 1 日；
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（9）《关于环境保护若干问题的决定》，中华人民共和国国务院国发（1996）31 号，
1996 年 8 月。
9.2.3 环境质量标准
（1）《环境空气质量标准》（GB3095-1996）中的二级标准；
（2）《地表水环境质量标准》（GB3838—2002）III 类水质标准；
（3）《地下水质量标准》（GB/T14848-1993）中 III 类标准；
（4）《城市区域环境噪声标准》（GB3096-93）中 2 类标准。
9.2.4 排放标准
（1）废气排放采用《大气污染物综合排放标准》（GB16297-1996）表 2 中的二级
标准值。
（2）废水排放执行《污水综合排放标准》，（GB8978—1996）中一级标准。
（3）《工业企业厂界噪声标准》，（GB12348-2008）中 II 级标准。
（4）《一般工业固体废物贮存、处置场污染控制标准》，（GB18599-2001）。
（5）《火电厂大气污染物排放标准》（GB13223-2003）中的 III 时段标准。
9.3 建设项目主要污染物及主要污染物排放量
本工程为大型煤制天然气项目，属新建工程项目。本工程项目装置主要包括备煤、
气化装置、净化装置（包括变换冷却、低温甲醇洗、硫回收、混合吸收制冷）、甲烷合
成装置、煤气水分离、酚氨回收装置、空分、全厂火炬、热电站、公用工程及辅助装置
等。
（1）废气
废气污染物排放一览表
排放
序号 污染源 组成及特性数据 排放量 处理措施
规律
碎煤加压 N2、CO2 少量 CO O2 、 送火炬
1 间断 46000Nm3/h
气化开车废气 H2、CH4 等 按 2 气化炉
煤尘旋风分离
2 空气＋少量煤气 连续 12250Nm3/h 放空
器释放气
水煤浆气化
3 N2、CO2、CO 、H2、等 间断 101587.2Nm3/h 送火炬
开车废气
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排放
序号 污染源 组成及特性数据 排放量 处理措施
规律
水煤浆 N2、CO2、CO 、H2、H2S、
4 连续 453.5Nm3/h(干) 送酸性火炬
闪蒸废气 NH3
N2
21.68%
H2O 1.46%
H2 开车时使用
变换升温 3
5 35.00% 间断 27000Nm /h 去火炬
硫化废气
CO 35.99% （单系列）
CO2 5.85%
CH4 0.02%
H2S 10g/Nm3
CO 6.89%
H2 43.85%
CO2 37.92%
CH4 10.06%
变换 去火炬
6 N2 0.42% 间断 470350Nm3/h
事故放空气 （单系列）
H2S 0.12%
C2H6 0.45%
N H3 0.30%
H2O 0.19%
H2S 30.01%(V)
7 H2S 酸气 连续 10676 Nm3/h 硫回收
CO2 68.13%(V)
CO2 86.88 %(V)
8 CO2 排气 N2 11.86 %(V) 连续 1068111.2Nm3/h 75 米放空
饱和水
CO2 83.59%
CO 2.6%
煤气水分离
9 H2 8.5% 连续 3538Nm3/h 送硫回收
膨胀气
CH4 4.6%
H2S 0.71%
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排放
序号 污染源 组成及特性数据 排放量 处理措施
规律
CO2 98.45%
酚回收
10 NH3 1.2% 连续 3838Nm3/h 送硫回收
脱酸气
H2S 0.35%
送火炬
停车
11 碎煤加压气化煤气 间断 19976Nm3/h 按单系列停
煤锁泄压气
车考虑
12 硫回收尾气 SO2 ≤960mg/Nm3 连续 343484kg/h 排放
CO2 83.59%
13 正常火炬气 N2 10.7% 连续 453.6Nm3/h 105 米放空
H2O 5.71%
CO2 52.27%
H2 O 47.73%
事故
14 氮氧化物 <0.01mg/Nm3 间断 470350Nm3/h 105 米放空
火炬气
颗粒物 <0.8 mg/ Nm3
非甲烷总烃 <1.2 mg/ Nm3
尘 14mg/Nm3
15 锅炉烟气 SO2 38.0mg/Nm3 连续 3500000Nm3/h 210 米放空
NOx 70.0mg/Nm3
（2）废水
序号 污染源 组成及特性数据 排放规律 排放量 处理措施
CO 240mg/l
CO2 740mg/l
酚 2100mg/l
煤气
NH3 3800mg/l 去煤气
1 洗涤、冷却 连续 1577.5t/h
碳氢化合物 100mg/l 水分离
煤气水
焦油 42000mg/l
油 430mg/l
尘 8000mg/l
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序号 污染源 组成及特性数据 排放规律 排放量 处理措施
COD 500mg/L
BOD5 250mg/L
水煤浆气化 悬浮物 100mg/L
2 连续 601.2t/h 去生化处理
排盐水 硫化物 9mg/L
CN- 0.5mg/L
NH3-N 270mg/L
COD 4000～11000mg/L
BOD 1600～5700mg/L
总氨 3008 ～ 3400mg/L
变换
总酚 3170 ～ 4200mg/L
含油煤气水 去煤气水
3 多元酚 600mg/L 连续 308.2m3/h
冷凝液+冲 分离
氰化物 20mg/L
洗
硫化物 80mg/L
油 13895～23428mg/L
尘 120mg/L
低温甲醇洗 甲醇最大 1000ppm(wt)
4 连续 76 t/h 生化处理
废水 正常 ≤150ppm(mol)
H2 O 99.86％
甲烷合成 CO2 0.06% 鼓汽后作为
5 连续 280 t/h
冷凝液 NH3 0.05% 脱盐水用
CH4 0.03%
CO2 0.35%
H2 S 0.01%
HCL 0.02%
6 煤气水 油 0.10% 连续 836.6m3/h 去酚回收
总氨 11000mg/l
总酚 8000mg/l
HCN 微量
水 9%
7 含尘焦油 焦油 73% 连续 11.4t/h 分离使用
灰尘 18%
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序号 污染源 组成及特性数据 排放规律 排放量 处理措施
COD 3500mg/L
BOD5 500mg/L
单元酚 100mg/L
去膜分离
8 脱酚废水 多元酚 450mg/L 连续 826.6m3/h
进行回用
Cl- 290mg/L
NH3-N 300mg/L
二异丙醚 70mg/L
9 废水 含 CH3OH，H2S 等 连续 1.2t/h 去甲醇洗
（3）固体废物
固体废物主要气化炉废渣、锅炉废渣、锅炉排灰、废催化剂及含尘焦油等。工程固
体废物排放及处理情况见下表所示。
固体废物物排放一览表
序号 污染源 组成及特性数据 排放规律 排放量 处理措施
SiO2、Al2O3，Fe2O3、 综合利用作
碎煤加压
1 CaO、MgO 等，残碳含 2 次/h.台 42.8t/h 建材产品或
气化灰渣
量 3％ 渣场堆放
细渣 残炭 25% 连续 综合利用作
水煤浆
2 40t/h 建材产品或
气化灰渣 粗渣 残炭 4% 间断 渣场堆放
变换
3 Co-Mo 间断 153.34m3/a 制造厂回收
废催化剂
甲烷合成硫
4 氧化锌、铜 2年 230m3 厂家回收
保护剂
甲烷合成
5 Ni 2年 560m3 厂家回收
废催化剂
硫回收 克劳斯及超优
6 间断 73.4m3/3 年 回收
催化剂 等催化剂
7 锅炉排渣 连续 3.5t/h 渣场
8 锅炉排灰 连续 19.25t/h 渣场
（4）噪声
噪声主要来源于振动、转动等设备产生的噪声，如鼓风机、压缩机等，其声压级一
般均高于 85db(A)。
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9.4 设计中拟采用的环保治理措施
（1）废气治理措施
备煤工段
为了充分保护环境，原料煤输送系统的每个带式输送机的转运处均设有机械除尘装
置，在产生粉尘大的破碎筛分设备也设置了除尘装置，经除尘后废气排放浓度达到国家
规定的排放标准 80mg/m3。在各建构筑物各楼层及带式输送机栈桥上设有水冲洗地坪设
施。
碎煤加压气化装置
煤锁加煤过程中排出少量煤气，采用煤锁喷射器抽出，经过旋风分离器分离后排入
大气。
气化炉煤锁气经洗涤、分离等措施处理后，然后送煤锁气压缩返回主系统。
煤气化装置设有火炬系统，用于处理气化炉开车时煤气并入工艺系统之前和泄压期
间的可燃气体。
水煤浆气化
水煤浆的气化反应是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、碳洗塔洗涤除尘冷却后送至变换装置。
低温甲醇洗装置
闪蒸塔产生 CO2 的废气，满足废气排放标准，经脱盐水洗涤回收甲醇后经 75m 烟
囱直接排入大气。同时考虑预留接口，后期作综合利用，送往油田，用于驱油，达到减
少碳排放的目的。
甲醇洗装置产生的含 H2S 的废酸气，送硫回收装置。
煤气水分离
煤气水分离装置产生的膨胀气含有：CO 2 、CO、H 2 、CH 4 、H2S 等，送硫回
收处理后从硫回收装置达标排放。
酚氨回收
脱酚塔顶产生的酸性气中 H 2 S 含量 0.35%，送硫回收回收后处理后排放，满
足废气排放标准。
硫回收
来自低温甲醇洗的含 30%的酸性气体采用超级超优克劳斯工艺进行硫回收，其中一
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部分酸性气燃烧炉与一定量的空气进行燃烧，使 H2 S 部分或全部转化生成 SO2 ，反应生
成大量的热，燃烧炉后设置一台废热锅炉进行余热回收，工艺气体降到一定温度后与剩
余的酸性气汇合后，进转化器，进行克劳斯反应生成硫元素。尾气处理后送往焚烧炉将
将其中的硫化氢和硫化物转换为二氧化硫。离开焚烧炉废热锅炉的烟道气再与急冷空气
进行混和后，将温度降到 300°C，烟道气中 SO2 的达到中国国家标准 GB16297-1996《大
气污染物综合排放标准》后，通过烟囱直接放空。超级超优克劳斯工艺在国内外同类型
的装置中 H2S 的处理取得了满意的效果。
中央火炬
本工程利用中央火炬，用于处理事故状态下工艺装置排出的可燃性气体，废气经过
完全燃烧后排放，从而减轻有毒气体对大气的污染。
锅炉烟气
本设计锅炉烟气选用电袋除尘器，其除尘效率为≥99.9%，烟囱出口烟尘排放浓度
为 14mg/Nm3 烟气；除尘后的烟气进脱硫装置，脱除二氧化硫效率为≥95.0%，排放浓度
为 38.0mg/Nm3 烟气；脱除氮氧化物效率为≥87.0%，排放浓度为 70.0mg/Nm3 烟气；以
上均能够满足国家环保标准《火电厂大气污染物排放标准》（GB13223-2011）的要求。
锅炉房尾部增设烟气脱硝装置，以满足国家环保事业越来越高的要求。设置 3 个高度
210 米锅炉烟囱共（预留一台锅炉位置），烟囱上口径 φ7000mm。
（2）废水治理措施
水煤浆气化排水
水煤浆气化反应生成的熔渣经激冷排出的洗涤水（黑水）送往灰水处理。
灰水处理将气化来的黑水进行渣水分离，处理后的水循环使用。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。
煤气水分离
煤加压气化装置产生的废水及煤气冷却装置产生的废水送煤气水分离装置进行处
理。
煤气冷却装置送来的含油煤气水经过冷却后进入闪蒸槽，在此压力减至大气压，释
放出蒸汽和所溶解的气体，膨胀气送膨胀气气柜，膨胀气送至硫回收。膨胀后的煤气水
进行油水分离；分离出的尘-焦油-水混合物送气化炉烧掉；经初步分离的煤气水进一步
进行油水分离后，一部分送气化装置，一部分送煤气变换、冷却装置循环使用，剩余废
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水送酚氨回收装置。
酚氨回收
酚氨回收装置废水其主要成分为水，含有少量的氨、酚类物质，粗酚、液氨回收后
的废水送膜分离装置处理后返回水煤浆气化系统，浓水与部分清水补充制浆水，剩余清
水去灰水系统处理，为保证水质中氯离子含量，灰水系统外排部分至污水处理系统。
低温甲醇洗
低温甲醇洗废水其主要成分为水，含有少量的醇类物质送生化处理装置。
全厂排水
厂区排水划分为生活污水排水系统、生产污水排水系统、雨水排水系统、中水排水
系统、事故排水系统。
1. 生活污水排水系统
各车间排出的生活、化验污水等生活污水（16m3/h），由本系统收集，送污水处理
装置。
2. 生产污水排水系统
各车间排出的地坪冲洗水等无压排水（20m3/h）由本系统收集，送污水处理装置；
污染区域的初期雨水收集到初期雨水收集池，加压送污水处理装置；低温甲醇洗所排有
压污水 76m3/h、气化所排有压污水 601.2m3/h，经外管架送入污水处理装置。
污水处理装置出水达到国家《污水再生利用工程设计规范》（GB50335-2002）中的
工业循环冷却水补充水水质要求，回用作为气化、净化合成循环水的补充水及气化、锅
炉装置排渣的生产用水。
3.中水排水系统
本系统主要收集脱盐水站、空分电站循环水、净化合成循环水的排污水，经常排水
量为 629.5m3/h，送至中水处理站，产水 409.5m3/h 回用作为循环水的补充水。
中水回用装置经常排水量为 220m3/h、气化循环水的排污水量为 118m3/h，一同排
至高浓盐水处理装置，产水 282.5m3/h 回用作为循环水补充水。
高浓盐水处理装置排水系统经常排水量为 52m3/h，经收集后排至强制蒸发装置，
产水 26m3/h 回用作为循环水的补充水，残存液 26m3/h 进行结晶处理，事故态外排自然
蒸发处理。
4. 雨水排水系统
厂区清净雨水经本系统收集，排入煤化工园区雨水管网。
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5. 事故污水收集系统
为防范和控制本工程工艺装置发生事故时及事故处理过程中产生的物料泄漏和污
水对周边水体环境的污染及危害，降低环境风险，根据《水体污染防控紧急措施设计导
则》(中国石化建标[2006]43号)的规定，本工程在厂区设置事故水池四座。
事故水池为钢筋混凝土结构, 每座有效容积 24000m3。
发生事故时，工艺装置区或储罐区围堰内的物料及污染的消防水全部由废水管道收
集后贮存于事故水池内，以防止对周边水体环境造成污染及危害。
（3）固体废物治理措施
本工程废渣主要来源于煤气化装置产生的废渣、锅炉燃烧产生的煤灰、部分
废催化剂等。
碎煤加压气化炉排渣治理
气化炉排渣经渣沟进入沉淀池，沉淀后由桥式抓斗起重机运至凉渣台，然后装车，
通过汽车外运至渣场。
水煤浆气化排渣
气化炉中反应生成的熔渣进入激冷室被分离出来，排入渣斗、定期排入渣池，由扒
渣机捞出后装车外运到渣场或者作为建筑材料。
从气化炉和碳洗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。
锅炉房排灰除渣
本项目设 5 台高温高压煤粉锅炉，每台锅炉除尘器为双排布置共 16 个灰斗。除尘
器炉灰处理采用正压浓相气力输送系统。以 1 台锅炉为一个输送单元，压缩空气由全厂
空压站提供，作为炉灰输送动力和控制气源。本装置共设 2 座几何容积 800m3 的灰库，
能贮存 5 台锅炉正常生产 48 小时排灰量。
锅炉除尘器灰斗的炉灰落入灰斗下的发送器，发送器内的炉灰在压缩空气的作用下
与气流充分混合后通过输灰管道送往灰库。灰库顶部设有布袋除尘器和真空压力释放
阀。灰库下部设有两个出灰口，一路设有双轴搅拌机，将灰库内排出的炉灰经双轴搅拌
机增湿后装入汽车外运，减少了装车和运输环节过程中灰尘对环境的污染。另一路设有
汽车散装机，汽车散装机落料口设有除尘设施，将灰库内排出的炉灰由汽车散装机装入
汽车罐车外运。
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本项目设 5 台高温高压煤粉锅炉，对应每台锅炉设一套锅炉排渣装置，每套排渣装
置设一个几何容积 100m3 的渣仓，能贮存单台锅炉正常生产 48 小时排渣量。
由锅炉捞渣机排出的炉渣经链斗输送机转运输送至锅炉房外的渣仓贮存。在渣仓下
部设一个排渣口，渣仓排出的炉渣经电液动颚式闸门装汽车外运。
废催化剂
甲烷合成、变换及硫回收产生的废催化剂，由厂家回收。
其它
生化处理产生的污泥，送危废处理厂。
（4）噪声治理
（1）总平面布置
本工程在总平面布置应严格执行《工业企业厂界噪声标准》（GB12348-2008），使
工程生产过程中对厂外周围环境不会造成大的影响；在厂内总平面设计中，充分考虑地
形、声源方向性及车间噪声强弱，利用建构筑物，绿化植物等对噪声的屏蔽、吸纳作用，
进行合理布局，以起到降低噪声影响的作用；
（2）声源治理
在满足工艺设计的前提下，选用低噪声的设备，如鼓风机及各类泵等。对以空气柱
振动引发的空气动力性噪声的治理，一般采用安装消声器的措施，如鼓风机等；
（3）隔声
各种高噪声设备均设置于室内等专门的建筑厂房内，并采用吸声或隔声的建筑材
料，可防止噪声的扩散及传播；
（4）减振与隔振
机械设备产生的噪声不仅能以空气为媒介向外传播，还能直接激发固体构件振动以
弹性波的形式在基础、地板、墙壁、管道中传播，并在传播过程中内外辐射噪声。振动
较大设备与管道连接采用柔性连接方式。
9.5 环境影响分析及其投资
本工程采用了先进的工艺，结合工程的工艺特点与污染物的综合防治，对各污染源
排放点均采取了有效的治理措施，使各污染物的排放量大大减少。不会对当地环境产生
大的影响。
本工程环保投资总额为 249317 万元，约占总投资的 10%，主要包括以下几项：
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序号 项目 费用（万元） 备注
1 酚氨回收 45000.00
2 硫回收 18417.00
3 气化锅炉排渣 6630
4 中水回用 3700
5 污水处理 115000
6 事故水池 1600
高含盐水回收 11000
自然蒸发池 8800
膜法水处理 18000.00
渣场 5000.00
7 全厂排水管网 10500
8 除尘 2400
9 全厂火炬 1700
10 分析化验环保监测气防 670
11 厂区绿化 900
合计 249317
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10 劳动安全与工业卫生
10.1 设计遵循的法令和标准规范
1. 中华人民共和国劳动部令(第 3 号)《建设项目(工程)劳动安全卫生监察规定》的
通知。
2. 《石油化工企业安全卫生设计规定》（SH3047-93）
3. 《石油化工企业设计防火规范》（GB50160-92）（99 年修订版）
4. 《石油化工企业工艺装置设备布置设计通则》（SHJ11-8）
5. 《石油化工企业信号报警连锁系统设计规范》（SHJ18-90）
6. 《石油化工企业管道布置设计通则》（SHJ12-89）
7. 《石油化工企业采暖通风与空气调节设计规范》（SHJ4-88）
8. 《化工总图运输设计规范》（GB50103-2001）
9. 《石油化工企业生产装置电力设计规定》（GHJ38-91）
10. 《工业企业设计卫生标准》（GBZ1-2002）
11. 《爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范》（GB50058-92）
12. 《建筑设计防火规范》（GB50016-2006）
13. 《工业企业噪声控制设计规范》（GBJ87-85）
14. 《工业企业照明设计规范》（GB50034-92）
15. 《职业性接触毒性危害程度分级》（GB5044-85）
16. 《化工企业爆炸和火灾危险环境电力设计技术规定（CD90A4-83）
17. 《化工企业静电接地设计技术规范》（HG/T20675-90）
18. 《工业企业采暖通风设计规定》（CD70A2-86）
19. 《生产性粉尘作业危害程度分级》（GB5817-86）
20. 《化工企业安全卫生设计规定》HG20571－1995
21. 《火灾自动报警系统设计规范》GB50116-98
22. 《建筑物防雷设计规范》GB50057-1994（2000 年版）
23. 《工业场所职业病危害因素职业接触限值》GBZ2-2002
24. 《采暖通风与空气调节设计规范》 GB50019-2003
25. 《爆炸火灾危险环境电力装置设计规范》 GB50058-92
26. 《安全色》 GB2893-2001
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27. 《安全标志》 GB2894-1996
28. 《固定式钢直梯安全技术条件》 GB4053.1-1993
29. 《固定式钢斜梯安全技术条件》 GB4053.2-1993
30. 《固定式工业防护栏杆安全技术条件》 GB4053.3-1993
31. 《固定式工业钢平台》 GB4053.4-1993
10.2 工程概况
本工程属大型新建煤化工项目。本工程项目装置主要包括备煤、气化装置、变换冷
却、低温甲醇洗、硫回收、混合制冷、甲烷合成装置、煤气水分离、酚氨回收装置、空
分、全厂火炬、供热站、公用工程及辅助装置等。
10.3 生产过程中危险有害因素的分析
10.3.1 危险有害物料危害特性的分析
（1）煤尘：丙类燃爆性粉尘，与空气混合达爆炸极限遇明火发生爆炸。
直径在 0.5μm~10μm 之间的粉尘，对人体危害最大，它可直接进入人体，沉积于肺
泡内，并有可能进入血液，扩散至全身，由于粉尘本身能吸附多种有毒物质，可形成多
种疾病。
（2）一氧化碳：乙类易燃气体，爆炸极限 12.5~74.2%，与空气混合能形成爆炸性
混合物，遇明火、高热能引起燃烧爆炸。
一氧化碳属 II 级危害毒物。一氧化碳在血中与血红蛋白结合而造成组织缺氧。长
期反复吸入一定量的一氧化碳可致神经和心血管系统损害。车间空气中一氧化碳的时间
加权容许浓度为 20mg/m3。
（3）氢气：甲类易燃气体，爆炸极限 4.1~74.1%，与空气混合形成爆炸性混合物，
气体比空气轻，在室内使用和储存时，漏气上升滞流屋顶不易排出，遇火星会引起爆炸。
氢气与氟、氯、溴等卤素会剧烈反应。
（4）甲醇：甲类易燃液体，其蒸汽与空气混合爆炸极限为 5.5~44.0%，遇明火、
高热能引起燃烧爆炸，与氧化剂接触发生化学反应或引起燃烧。
甲醇属 III 级危害毒物。对呼吸道及胃肠道粘膜有刺激作用，对血管神经有毒害作
用，引起血管痉挛，形成瘀血或出血；对神经和视网膜有特殊的选择作用，使视网膜因
缺乏营养而坏死。车间空气中甲醇的最高容许浓度为 50mg/m3。
（5）甲烷：甲类易燃气体，爆炸极限 5.3~15.1%，与空气形成爆炸性混合物，遇
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明火、高热能引起燃烧爆炸。与氟氯等能发生剧烈化学反应。若遇高热，容器内压增大，
有开裂和爆炸的危险。
（6）硫化氢：甲类易燃气体，爆炸极限 4.0~46.0%，与空气形成爆炸性混合物，
遇明火高热能引发燃烧爆炸。与浓硝酸、发烟硝酸或其它强氧化剂剧烈反应，发生爆炸。
硫化氢属 II 级危害毒物。对粘膜有强烈的刺激作用。高浓度时可直接抑制呼吸中
枢，引起迅速窒息而导致死亡。长期接触低浓度的硫化氢，引起神经衰弱症候群及植物
神经紊乱等症状。车间空气中硫化氢的最高容许浓度为 10mg/m3。
（7）盐酸：属 III 级危害物，接触其蒸汽或烟雾，引起眼结膜炎，鼻及口腔黏膜有
烧灼感，齿龈出血、气管炎；刺激皮肤发生皮炎，慢性支气管炎等病变。工业企业设计
卫生标准规定车间空气中盐酸的容许浓度为 15mg/m3。
（8）氢氧化钠：属 IV 级危害物，有强烈的刺激和腐蚀性。粉尘或烟雾刺激眼和呼
吸道。皮肤和眼睛直接接触可引起灼伤。根据工作场所有害因素职业接触限值规定，氢
氧化钠的最高容许浓度为 2mg/m3。
（9）氨：乙类易燃易爆气体，爆炸极限为 15.7~27.4%，与空气混合能形成爆炸性
混合物。遇明火、高热能发生燃烧爆炸。
氨属 III 级危害毒物。低浓度氨对粘膜有刺激作用，高浓度可造成组织溶解性坏死，
引起化学性肺炎及灼伤。氨可引起反射性呼吸停止。氨的时间加权平均容许浓度为
30mg/m3。
（10）粗酚（苯酚）：丙类危险品，爆炸极限为 1.7~8.6%，遇明火高热或与氧化剂
接触，有引起燃烧爆炸的危险。
粗酚高毒类物质，对皮肤和粘膜有强烈的腐蚀作用，可为皮肤、呼吸道吸收而发生
中毒。溅入眼内，立即引起结膜、角膜灼伤、坏死；慢性影响可有头痛、头晕、失眠等
症状，严重者有精神障碍，肝、肾损害。苯酚的时间加权平均容许浓度为 10mg/m3，短
时间接触容许浓度为 25mg/m3。
（11）硫磺：硫磺在肠内部分转化为硫化氢而被吸收。可引起眼结膜炎、皮肤湿疹，
对皮肤有弱刺激性。
10.3.2 危险有害因素的分析
天然气生产过程中可能产生的危险有害因素主要有火灾爆炸、中毒、粉尘、噪声、
机械伤害、酸碱灼伤等。具体情况如下：
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火灾爆炸：煤尘、粗煤气、净化气、甲醇、甲烷均为火灾爆炸危险物质，生产过程
中易发生火灾爆炸事故。
中毒：粗煤气、硫化氢、甲醇、氨等有毒物质在生产过程中发生泄漏，易造成操作
工中毒事故。
粉尘：生产过程中有煤尘的散发，会对操作工造成危害。
噪声：空压机、煤锁气压缩机、合成气压缩机、氨压缩机、天然气首站压缩机等设
备在运转过程中产生较大噪声，会对操作工造成危害。
灼伤：烧碱、硫酸、甲醇等在生产过程中发生喷溅，会造成操作工灼伤事故。
机械伤害：带式输送机、破碎机及转动设备会对人体造成机械伤害。
触电：电气设备老化、酸碱的腐蚀均能造成漏电而发生触电事故。
高温烫伤：高温的设备和管道若无适当的防烫保温措施，生产过程中会发生高温烫
伤事故。
低温冻伤：空分装置采用深冷分离，温度低达-186℃，低温甲醇洗工段在低温下对
气体进行净化，操作工接触液氮、液氧、液空、低温甲醇、液氨等物料或低温的设备及
管道，可能发生操作工冻伤事故。
高处坠落：生产过程中有位于高处的操作平台，在操作及检修过程中会造成高处坠
落事故。
10.3.3 各工段可能产生的危险有害因素分析
各工段可能产生的危险有害因素
岗位名称 有害物质 主要危害因素 产生部位
煤尘燃爆、煤尘危害、机械 带式输送机、破碎机、驰张筛、各
备煤 煤尘
伤害、噪声 转运站
煤锁、灰锁、气化炉、洗涤塔、煤
粗煤气、煤尘、 火灾爆炸、超压爆炸、高温
煤气化 气的管道、氧气的管道、高温蒸汽
灰、渣 烫伤、煤尘危害
的管道等
粗煤气洗涤器、预冷器、中间冷却
煤气冷却 粗煤气 火灾爆炸、高温烫伤
器、最终冷却器
H2S 吸收塔、CO2 吸收塔、CO2 闪
粗煤气、净化气、 火灾爆炸、超压爆炸、低温
蒸塔、H2S 浓缩塔、热再生塔、甲
低温甲醇洗 甲醇、酸性气、 冻伤、碱灼伤、甲醇中毒灼
醇水塔、萃取器及其它的泵类管道
液氨、气氨 伤、机械伤害、噪声
等
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岗位名称 有害物质 主要危害因素 产生部位
煤锁 火灾爆炸、超压爆炸、中毒、 煤锁气压缩机组、蒸汽透平、蒸汽
煤锁气、蒸汽
气压缩 高温烫伤、机械伤害、噪声 的管道、煤气的管道等
岗位名称 有害物质 主要危害因素 产生部位
酚回收 粗酚 中毒 蒸馏塔
酸气燃烧炉、废热锅炉/汽包、二
硫化氢、二氧化
硫回收 火灾爆炸、高温烫伤 氧化硫反应器、WSA 冷凝器及其
硫
它泵类管道等
精甲醇、粗酚、
火灾爆炸、酸灼伤、中毒、 甲醇贮罐、轻油贮罐、焦油贮罐及
综合罐区 轻油、焦油、
机械伤害 装卸鹤管
液氨
空气过滤器、空气压缩机、空气冷
火灾爆炸、机械伤害、超压 却塔、分子筛吸附器、分馏塔、增
空分 氧气、氮气
爆炸、噪声、低温冻伤 压透平膨胀机、增压压缩机、液氧
泵、主冷凝器、主蒸发器等
氨灼伤、低温冻伤、高温烫 氨压缩机、氨贮槽、蒸汽透平、泵
混合制冷 液氨、气氨
伤、超压爆炸、机械伤害 类及氨管道等
煤气、煤尘、 火灾爆炸、超压爆炸、高温
热动车间 高温高压管道等
灰、渣 烫伤、煤尘危害
化学水处理 盐酸、烧碱 酸碱灼伤 酸罐、碱罐、阴阳离子混合床
10.4 设计中采取的防范措施
10.4.1 防火防爆
总图布置在满足防火、防爆及安全标准和规范要求的前提下，尽量采用露天化、集
中化和按流程布置，并考虑同类设备相对集中。便于安全生产和检修管理，实现本质安
全化。
根据《建筑设计防火规范》和装置生产的火灾危险性分类的不同，进行建筑物的防
火设计。装置建筑物的耐火等级按不低于二级设计。有火灾爆炸危险性的生产厂房、设
备采用露天布置；建构筑物的结构形式采用钢筋混凝土柱或框架结构，选用材料符合防
火防爆要求。
在工艺设计中，产生燃爆性气体和粉尘的厂房内采取相应的通风除尘措施，以降低
爆炸性物质浓度，使其低于燃爆下限。并设置必要的安全联锁报警装置。
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工艺装置中采取必要的安全报警及联锁设施，防止工艺参数超过设计安全值引发的
火灾爆炸事故，如重要设备气化炉设置顶部法兰温度高联锁、气化炉夹套液位低联锁、
出口煤气温度高联锁、氧气蒸汽压力低联锁等；压缩机组设超温、超压、油压过低、轴
承温度过高联锁停车系统；锅炉安装有高低水位报警器、低水位联锁保护装置以及蒸汽
超压的报警和联锁装置等，确保生产装置的正常运行。
低温甲醇洗的泵输送的流体为易燃易爆有毒的介质甲醇，选用机械密封性能可靠的
耐低温材料制造的泵，电机采用防爆型，防止泄漏引发火灾爆炸及中毒事故。
甲烷合成反应器设置温度、压力的检测监控系统，通过控制循环的气体流量控制反
应的温度，防止反应温度的急剧升高引发反应器的超压。
按照《爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范》GB50058-92 的要求对全厂的爆炸
火灾危险区域进行划分，并按规定选用相应防爆型的电气设备。如气体净化、甲烷合成
等工段为爆炸性气体环境，备煤工段为爆炸性粉尘环境。选择的电气设备应满足防爆等
级的要求。
厂区有爆炸危险的建构筑物等级按第二类防雷设计，其它建构筑物按第三类防雷等
级考虑。采用装设在建筑物上的避雷网或避雷针或其混合组成的接闪器，可利用建筑物
的钢筋或金属构件作为引下线，并通过引下线与接地装置相连，防直击雷的冲击接地电
阻不大于 10Ω。
在输送易燃易爆的物料管线和装置上做防静电接地，所有正常不带电的金属设备外
壳均需可靠接地。
综合罐区设置泡沫消防系统，且在装置区内沿道路及必要的厂房内设置消火栓和消
防管网，并按规定设置一定数量的手提式化学灭火器和推车式化学灭火器。
10.4.2 防尘防毒、防灼伤
所有的有毒有害物均在密闭的设备或管道中运行，正常情况下无有毒有害物的泄
漏。加强维护与管理，严禁跑、冒、滴、露现象的发生。
煤气净化、甲烷合成均露天布置，煤气化厂房敞开布置。封闭场所如压缩厂房、泵
房设置强制通风装置，降低岗位有毒有害物的浓度。
在煤气化、净化、压缩、合成等可能散发有毒有害物的岗位设置有毒气体检测报警
装置，防止有害气体浓度超标对操作工造成危害。
煤在粉碎过程中产生的煤尘及煤粉在转运、筛分、贮存中散发出的煤尘等都会污染
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车间的环境。为消除车间内的各种有害气体和粉尘，设计采用自然通风、机械通风和机
械除尘等措施。经通风换气，降低了室内有害物的浓度。对产尘点进行机械除尘，使操
作区岗位粉尘浓度不超 10mg/m3 国家卫生标准。
加强操作工人防护措施，从事有粉尘作业的工人上岗时应穿戴工作服，配戴防尘口
罩。
化验工采样分析时，应根据不同的介质配带相应的防护用品。如取盐酸、氢氧化钠
等腐蚀性物料时，应佩戴胶皮手套、穿防酸碱工作服。取一氧化碳、甲醇、苯酚等有毒
物料时，应佩戴相应的防毒面具，防止逸出有毒蒸汽中毒。
接触有毒有害物的工作岗位配备空气呼吸器及防毒面具等防护器材，接触甲醇、盐
酸、烧碱的岗位设事故冲洗装置，事故状态时保证操作工的安全。
10.4.3 防静电
在防爆区域内的所有金属设备、管道、储罐都设计静电接地，不允许设备及设备内
部件与地相绝缘的金属体。
10.4.4 防雷
1）各生产装置、设备、设施、贮罐及建构筑物设计有可靠的防雷保护装置，防雷
设计应符合国家标准和有关规定。
2）架空管道以及变配电装置和低压供电线路终端，均设计防雷电波侵入的防护措
施。
3）装置内设置必要的避雷针（线）。
10.4.5 触电防护
1）对电气设备外露可导电部分，均按《工业与民用电力装置的接地设计规范》GBJ65
要求设计可靠接地装置。
2）移动式电气设备均采用漏电保护装置。
3）对可采用安全电压的场所，均采用安全电压。安全电压标准按《安全电压》
（GB3805）。
10.4.6 化学危险品储运
本项目所有罐区设计均执行国家相关法规和标准。配备通讯报警装置和工作人员防
护物品。
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10.4.7 防机械及坠落等意外伤害
1）对容易发生坠落的危险岗位均设立、扶梯、平台、围栏等附属设施。
2）对于建筑物上的吊钩、吊梁等，在醒目处标出起吊重量。
10.4.8 其它防范措施
锅炉、气化炉以及对输送高温蒸汽等有可能与人体接触的高温设备和管道采取防烫
保温绝热措施，避免人体接触而引起烫伤。
设计中尽量选用低噪声、少振动的设备，对生产较大噪声和振动的设备，采取消声、
吸声、隔声及减振、防振措施，使操作环境中的噪声值达到规范要求。
控制室、值班室均有隔音措施，操作工人操作一般在控制室内进行，仅需按规定进
行必要的巡检，当需要出入高噪声区域时，可配戴防护耳罩/耳塞等劳保用品，以进一
步削减噪声，保护工人的身心健康。
空分装置内的液氧、液氮、液空等物料的最低温度可达到-186℃，一旦泄漏人体接
触会造成冻伤事故，在设计中，将分馏塔、蒸发器、换热器、液氧管道、液氮管道等低
温的设备和管道置于冷箱中，内充填珠光砂保冷材料，防止冷量的泄漏。
在总图布置中，根据厂区的总体布置并结合地形、声源方向性、建筑物的屏蔽作用
及绿化植物有吸收作用等因素进行布局，减弱岗位噪声的危害作用。
泵房设置轴流风机进行通风，消除室内余热。
全厂设置有 DCS 控制室，操作工在控制室进行操作，只对现场进行定期的巡检，
减少在高温、高噪声环境中工作的时间。
生产装置均采用机械化和自动化操作，减轻工人的劳动强度。
10.5 安全卫生管理机构
为满足安全卫生管理的需要，本项目设立相应的安全卫生机构，并配备专职或兼职
的安全卫生人员，负责全厂的安全卫生工作。对全厂人员进行安全生产教育和培训，并
定期对车间及厂区内的空气进行分析等工作。
全厂设立气体防护站，对全厂的有害气体及危险性作业进行监测防护；负责全厂防
护器材的保管、发放、维护及检修；对生产现场的气体中毒和事故受伤者进行现场急救。
10.6 安全卫生投资估算
安全设施投资表
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序号 安全设施 投资额(人民币万元)
1 消防道路 1400
2 正负压呼吸器 320
3 洗眼器 360
4 气体防护站 240
5 气体防护站事故应急处理药品 280
6 气体防护站事故应急处理器械 320
7 有害气体扩散监测系统 660
8 有毒液体收集分析系统 560
9 防噪音相关设备 2200
10 职业卫生电教设备 440
合计 6780
从上表中可以看出，本项目的安全设施投资约为 6780 万元，约占工程总投资的
0.27%左右。
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11 消防
11.1 本工程设计执行的规范、标准
《中华人民共和国消防法》98 年 4 月 29 日第五次全国人民代表大会第五次会议
通过
《建筑设计防火规范》（GB50016-2006）
《建筑灭火器配置设计规范》(GB140-97)
《石油化工企业设计防火规范》(GB50160-92) (99 年修订版)
《爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范》(GB50058-92)
《化工总图运输设计规范》（GB50103-2001）
《火灾自动报警系统设计规范》（GBJ116-98）
《化工企业静电接地设计技术规范》（HG/T20675-90）
《建筑物防雷设计规范》（GB50057-94）(2000 年修订版)
《低倍数泡沫灭火系统设计规范》（GB50151-92）(2000 年修订版)
《工业企业照明设计规范》（GB50034-92）
11.2 工程概述及消防环境现状
本项目设计范围为以煤为原料生产天然气的所有装置，包括主要生产装置、厂内公
用系统设施、辅助生产设施、公用工程设施及生活服务设施。
本工程为新建工程，考虑了在厂前区设置消防站，其主要内容有：消防车、消防车
库及人员宿舍与训练场地等。
本工程消防力量依托新建的消防站，满足火灾事故抢险的要求。
11.3 工程的火灾危险性分析
本项目各主要装置生产及储存过程所使用和产生的原料、中间品及成品，大多为易
燃、易爆危险物。特别是各主要生产装置易燃、易爆危险物较多。如氢气、煤气、甲醇、
氨气、粗酚、焦油等，各装置中易燃、易爆危险物的物理性质及火灾危险级别见下表：
熔点 沸点 闪点 自燃点 在空气中的爆炸极限% 火灾类
序号 名称
（℃） （℃） （℃） （℃） 上限 下限 别
1 煤 丙
2 煤气 648.9 40 4.5 甲
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熔点 沸点 闪点 自燃点 在空气中的爆炸极限% 火灾类
序号 名称
（℃） （℃） （℃） （℃） 上限 下限 别
3 甲醇 －95 64.5 11 464 13.8 6 甲
4 CO －205 －191.5 609 74.4 12.5 乙
5 H2 －252.75 560 74.2 4.1 甲
6 CH4 －183 －161.75 537 15 5 甲
7 氨气 －78 33 651 28 15 乙
8 H2S －85.5 －60.3 270 44 4 甲
9 酚 79 8.6 1.4 乙
10 焦油 100 580～630 丙
根据工厂生产性质及对危险物质特性的分析，本项目中主要装置气化、煤气变换冷
却、低温甲醇洗、甲烷合成、硫回收、煤锁气压缩、罐区等装置的火灾危险类别皆为甲
类；空分、酚回收、制冷、煤气水分离、全厂火炬等装置的火灾危险类别皆为乙类；其
余为丁类和戊类。
11.4 工程设计中的安全措施
根据本项目的特点，在装置总区布置时，严格按《建筑设计防火规范》GB50016-2006
将各界区合理划分，设计中尽量采用露天布置，设计满足规范要求的消防通道；对各项
建筑的结构类型，主要承重件的耐火性能、规格、耐火等级等均依《建筑设计防火规范》
GB50016-2006 进行设计，各单项建筑物均为钢筋混凝土承重的结构或砖混结构，屋面
均为钢筋混凝土板；对楼梯、出入口、防火防爆设计均按照《建筑设计防火规范》
GB50016-2006 有关规定设置。电气设计中在易爆危险区域选用防爆电气，并对装置进
行防雷、防静电及接地设计，设置事故照明和双回路的消防电源及其备用的 UPS 电源；
工艺设计采用先进的工艺生产路线并考虑设有安全应急措施，各主要装置设置安全减压
阀、机械排风，装置进出口设水封、报警联锁等安全措施。
11.5 消防设施和措施
全厂总图运输设计根据本工程工艺生产特点，厂内设置消防站，配备三台消防车以
及相应的消防建制，负责厂区消防，保障生产安全。
在总平面设计中，各生产界区之间根据消防要求设置通道，主要界区周边设置环形
道路，各建、构筑物距离满足防火间距要求，厂内还设置了消防水系统和泡沫站。
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本系统主要满足全厂的消防要求而设置。根据《建筑设计防火规范》
（GB50016-2006）和《石油化工企业设计防火规范》（GB50160-2008），本工程占地面
积大于 100ha，厂区同一时间内的火灾次数为 2 次。结合生产性质和工艺要求，工艺装
置区最大消防用水量 400L/S，火灾延续时间 6 小时；辅助生产区最大消防用水量 120L/S,
火灾延续时间 3 小时，故所需消防水量 9936m3，供水压力 1.0MPa。
需新建 6000 立方米的矩形钢筋混凝土清水池四座，以满足 9936 立方米消防贮存水
的要求，并可满足 4.7 小时的临时生产用水需求。
厂区管网呈环状布置，消火栓布置间距不大于 60 米，并在工艺装置及产品罐区周
边设有消防水炮，以进行特殊保护。
在存在可燃气体的场所设置可燃气体探测器，在全厂设置区域报警器，在火灾危险
区域设置感温及感烟探测器，安装报警电话，在消防站设置火灾集中报警器。
在总变、调度及中控室设计气体自动灭火系统。在全厂范围内依规范设置移动式磷
酸铵盐灭火器，用以防范零星火灾。
在工程建设和生产过程中应定期对消防设施进行检查，积极贯彻“以防为主，防消
结合”的方针，长期对职工进行安全和消防教育，提高职工的火灾防范意识，加强生产
安全管理，实现安全生产。
11.6 消防投资估算
序号 项目 费用（万元） 备注
1 化学消防投资 860
2 水消防系统 1200
3 生产及辅助装置 5200
4 总图运输 800
5 电讯 860
6 电气 1160
7 消防及火警系统 4700
8 分析化验环保监测气防 670
9 其他 1200
合计 16650
本工程消防投资估算约为 16650 万元，约占工程总投资的 0.67%。
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12 组织机构和劳动定员
12.1 工厂体制及管理机构的设置
工厂组织机构的设置，按现代化企业制度设置管理体制，根据生产经营管理工作的
实际需要，本着力求精简、实行全员聘用制，管理机构精简适用和提高效益的原则确定。
本工程为能源投资有限公司，按公司及现代企业体制运作，实行生产管理现代化。
实行生产管理现代化基础是技术装备水平先进、工人技术水平优良，在此基础上精简机
构，建立一套科学管理机构和管理体制，减少管理人员，人员编制根据生产装置的需要
进行配置。
生产装置、辅助生产设施、公用工程设施以及厂区公用系统均由生产部门统一管
理。生产部门经理对主要生产装置的正常运行、安全、产品质量负责。生产部门下设车
间，车间下分生产班组。
12.2 建议的组织机构
按现代化企业制度设置管理体制，实行全员聘用制，管理机构精简、适用的原则，
项目日常管理工作由总经理负责。
生产装置、辅助生产设施、公用工程设施以及厂区公用系统均由生产部门统一管理。
生产部门经理对主要生产装置的正常运行、安全、产品质量负责。
生产部门下设车间，车间下分生产班组。
厂部设有厂办、财务、生产、技术、供销、行政、教育等部门。
生产系统分为原料车间、气化车间、净化车间、合成车间、空分车间、电气车间、
供热动力车间、维修车间等。
12.3 生产班制及定员
根据《中华人民共和国劳动法》，生产车间和生产调度等工作人员按三班制运行，
每班 8 小时，按五班制配置定员，管理人员采用一班制。工厂按现代企业管理，生产装
置采用集中控制。巡回检查配置定员，一般不设固定岗位操作人员，考虑厂周围条件，
适当考虑了较多的维修人员。全厂共需职工 1500 人。
全厂定员表
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其中
序号 岗位名称 班制 合计
技管人员 生产工人
一 厂部 300
二 生产车间 800
1 煤气化车间
2 净化车间
3 甲烷合成车间
4 空分车间
三 辅助生产车间 200
四 热电站 10 40 60 200
合计 1500
12.4 人员来源和培训
12.4.1 人员来源
本工程属大型煤化工项目，装置多流程复杂、技术和设备先进，对管理人员、技术
人员及操作人员的文化素质要求高，因此必须高度重视对各类人员的培训工作，工厂技
术人员、管理人员和主生产装置操作工必须为大学或专科毕业生，操作工在国内外类似
装置进行一定时间的技术、管理和操作培训，全面掌握全厂生产过程的操作技能。对国
外进口的专有设备、关键塔器设备，也必须在制造厂进行技术培训，掌握这些设备的开
车、维修方法。
属国内设计的装置，要选择国内同类型的生产厂对操作人员进行培训，以保证顺利
开车，正常安全生产。
本工程技术、管理和操作人员拟通过国内招聘和公司自己的技术力量来解决。
12.4.2 人员培训
为使本项目建成后能顺利投产及投产后长期连续稳定运行，必须对相关操作人员、
技术人员、管理人员进行系统的培训。
操作人员上岗前到与示范项目类似的生产厂的相应的工段进行 3～6 个月的培训，
进行理论学习和专业知识学习并经考试合格后方可执证上岗，同时进行示范项目的三级
安全教育。
12.4.3 人员工资及福利
根据项目实际情况和现在人员工资水平，人员平均工资（含养老基金、医疗保险、
住房福利三项基金）为 100000 元/人年。
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13 项目实施规划
13.1 项目实施原则
本工程是一个大型煤化工项目，装置复杂、技术密集，需要进行大量的前期工作，
详实、周密地作好技术交流、谈判、工艺比选等工作。
项目规划划分为前期工作、建设期和生产期三部分。
前期工作包括上报立项、环评、编制可行性研究报告及评审和核准。
建设期包括初步设计、施工图设计、设备询价、考查、定货、招标及施工准备、现
场施工及试车投产。
试运转合格验收后，进入生产期。
为了节约项目建设时间，本工程拟采用以下措施：
合理安排设计、采购和建设安装的时间，在工作上交叉进行，最大限度缩短建设周
期。在技术交流谈判同时，提前进行设计工作。对于制造周期长的设备，提前设计，提
前定货。采取以上措施后，本工程由基础（初步）设计起计算建设期为 36 个月。
13.2 建设工期
本项目拟分设计、采购、土建施工、安装、试车投产五个主要阶段进行，整个阶段
需交叉进行确保如期建成投产，总建设周期 36 个月。
13.3 实施进度安排
（1）可研设计阶段 3 个月
（2）可研审批阶段 4 个月
（3）基础设计阶段 6 个月
（4）详细设计阶段 10 个月
（5）采购阶段 12 个月
（6）土建施工阶段 13 个月
（7）安装阶段 11 个月
（8）试车阶段 2 个月
转入正常生产后，工厂的生产负荷将逐步递增，第一年 80%，第二年 100%。本工
程实施进度规划详见附表。
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项目实施计划表
年度 第一年 第二年 第三年
月份 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12
月数
序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32 33 34 35 36
任务
1 可行性研究报告
2 可研审批
3 基础设计
4 详细设计
5 采 购
6 土建施工
7 安 装
8 试 车
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14.投资估算
14.1 投资估算
14.1.1 估算范围和依据
本项目年产合成天然气 43.2 亿 Nm3。本工程投资估算范围主要包括备煤、空分、
碎煤加压气化、水煤浆气化（包括制浆、气化、灰水处理等）、煤气冷却及变换、低温
甲醇洗、甲烷合成、煤气压缩及干燥、气化排渣、煤气水分离、酚氨回收、煤锁气压缩、
混合制冷、硫回收、综合罐区、DCS 控制系统等主要生产项目，以及相应配套的公用
工程、辅助生产设施等以及工程建设其他费用。估算依据主要包括：
1.国家发改委和建设部联合颁布的《建设项目经济评价方法和参数》（第三版）。
2.中国石化建[2008]82 号《石油化工工程建设设计概算编制办法》。
3.中国石化建[2008]81 号《石油化工工程建设费用定额》（2007 版）。
4.中国石化咨（2006）203 号《石油化工项目可行性研究投资估算编制办法》、《中
国石油化工项目可行性研究技术经济参数与数据 2008》。
5.国家计委、建设部（计价格[2002]10 号）关于发布《工程勘察设计收费管理规定》
的通知。
6.主要设备价格参考近期订货合同价、询价资料和有关报价资料，安装工程和建筑
工程费用参照类似工程资料并结合当地现行建筑安装材料价格进行估算。
7.本工程工程建设其他费用参考有关文件规定并结合项目实际估算。其中建设单位
管理费、临时设施费等参考中国石化建[2008]81 号《石油化工工程建设费用定额》、工
程监理费依据发改价格（2007）670 号文，安全生产费用依据财企（2006）478 号计取。
8.本工程国内部分基本预备费按 8%计取，外汇部分基本预备费按 2%计取。
9.本工程建设工期拟定三年，资金使用按照项目进展计划第一年 30%、第二年 50%、
第三年 20%安排使用。
10.流动资金估算采用分项详细估算法，各项资金周转天数为应收帐款 30 天、主要
原料煤、燃料煤 10 天、催化剂化学品 30 天、产成品 10 天、应付帐款 30 天。
14.1.2 建设投资估算
估算投资为设计范围内本工程从筹建开始到项目竣工时的全部土建工程、设备购
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置、安装工程及其他费用的工程建设总投资。建设投资共计 2290036.22 万元。
其中：固定资产费用 2084981.70 万元 （其中外汇：2955.20 万美元）
无形资产费用 23922.20 万元（其中外汇：3687.60 万美元）
其他资产费用 11500.00 万元（其中外汇：160.00 万美元）
预备费 169632.31 万元（其中外汇：136.06 万美元）
建设投资 2290036.22 万元（其中外汇：6938.86 万美元）
14.1.3 建设期利息估算
本工程建设期三年，固定资产贷款根据资金使用计划安排使用，并按单利计息，贷
款年利率 6.55%，建设期三年利息合计 182289.63 万元。
14.1.4 流动资金估算
本工程流动资金按照各项资金的周转情况分别计算，详见《流动资金估算表》。本
工程全部流动资金 41856.95 万元，其中铺底流动资金 12557.09 万元。
14.1.5 项目总投资
本工程项目规模总投资包括建设投资 2290036.22 万元、建设期利息 182289.63 万元、
铺底流动资金 12557.09 万元，项目总投资合计 2484882.93 万元。
14.2 资金筹措及投资使用计划
本项目建设期需筹措资金为 2484882.93 万元，其中 745478.08 万元为企业自有资金，
作为项目投入的资本金，其余 1739404.85 万元申请银行贷款，年利率为 6.55%。
生产期筹措其余 70%的流动资金，年利率为 6.00%。本项目建设工期拟定为 3 年，
流动资金在投产后依据生产负荷逐年投入。
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投资估算表
估 算 价 值 （万 元）
序号 工程或费用名称 美元(万元)
设备购置费 安装工程费 建筑工程费 其他建设费 合计
一 固定资产费用
(一) 工程费用
1 主要生产项目
（1） 备煤 16300.00 2000.00 23500.00 41800.00
（2） 空分 182640.00 72000.00 24000.00 278640.00
（3） 碎煤加压气化 163264.00 11136.00 11200.00 185600.00
水煤浆气化（包括制浆、气化、
（4） 灰水处理等） 162000.00 14400.00 3600.00 180000.00
（5） 煤气冷却及变换 65200.00 1320.00 4960.00 71480.00
（6） 低温甲醇洗Ⅰ（鲁奇气化） 78120.00 4200.00 1680.00 84000.00
（6） 低温甲醇洗Ⅱ（德士古气化） 63240.00 3400.00 1360.00 68000.00
(7) 甲烷合成 79500.00 4875.00 7500.00 91875.00 2275.20
(8) 天然气压缩及干燥 18800.00 4600.00 2800.00 26200.00
(9) 气化排渣 1650.00 180.00 4800.00 6630.00
(10) 煤气水分离 49446.00 5092.00 6365.00 60903.00
(11) 酚氨回收 36900.00 3600.00 4500.00 45000.00
(12) 煤锁气压缩 8128.55 779.45 2227.00 11135.00
(13) 混合制冷 40812.00 2508.00 2280.00 45600.00
(14) 硫回收 15101.94 1841.70 1473.36 18417.00 680.00
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(15) 综合罐区 2586.00 9600.00 2658.00 14844.00
(16) DCS 控制系统 6750.00 900.00 1350.00 9000.00
小计 990438.49 142432.15 106253.36 1239124.00 2955.20
2 辅助生产项目
（1） 办公楼及中央调度楼 1800.00 700.00 2000.00 4500.00
综合仓库、设备库、备品备件仓
（2） 库、气体库、油脂库等 400.00 1500.00 5700.00 7600.00
（3） 组装车间 1185.00 3500.00 4685.00
（4） 机电仪修 1350.00 350.00 3240.00 4940.00
（5） 火炬系统 1450.00 150.00 100.00 1700.00
（6） 分析化验环保监测气防 510.00 78.00 82.00 670.00
小计 6695.00 2778.00 14622.00 24095.00
3 公用工程及服务性工程项目
（1） 全厂总图运输 700.00 8100.00 8800.00
（2） 新鲜水、消防水 600.00 300.00 1500.00 2400.00
（3） 气化循环水 2600.00 900.00 3000.00 6500.00
（4） 净化合成循环水 9500.00 3000.00 10500.00 23000.00
（5） 空分电站循环水 3800.00 1200.00 3800.00 8800.00
（6） 中水回用 2500.00 300.00 900.00 3700.00
（7） 高含盐水回收 8500.00 1000.00 1500.00 11000.00
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（8） 污水处理 4000.00 5500.00 2000.00 11500.00
（9） 事故池 30.00 70.00 1500.00 1600.00
（10） 厂区给排水 9500.00 1000.00 10500.00
（11） 自然蒸发塘 800.00 8000.00 8800.00
（12） 膜法水处理 15120.00 1080.00 1800.00 18000.00
（13） 热电站 180218.00 65534.00 81918.00 327670.00
（14） 脱盐水站 891.00 330.00 429.00 1650.00
（15） 凝结水处理站 2138.00 792.00 1030.00 3960.00
（16） 除氧站 2080.00 755.00 945.00 3780.00
（17） 110KV 总变、热电站及开闭所 68930.00 2200.00 1000.00 72130.00
（18） 全厂供配电 52200.00 120.00 52320.00
（19） 工艺及供热外管 28000.00 32000.00 60000.00
（20） 消防及火警系统 3500.00 1200.00 4700.00
（21） 厂外铁路 1200.00 1200.00
（22） 管理中心、生活服务设施 2000.00 900.00 1100.00 4000.00
（23） 地基处理 16000.00 16000.00
小计 359307.00 123481.00 179222.00 662010.00
4 厂前区 30000.00 30000.00
5 厂外工程
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（1） 厂外供电 6000.00 6000.00
（2） 渣场 5000.00 5000.00
小计 6000.00 5000.00 11000.00
6 大型机械进出场及租赁费 4000.00 4000.00
7 安全生产费 2746.91 3350.97 6097.89
8 工器具及生产用具购置费 240.00 240.00
工程费用合计 1356680.49 281438.06 338448.33 1976566.89 2955.20
(二) 固定资产其他费用
1 征地费 2163.81 2163.81
2 特种设备安全监督检验费 2864.10 2864.10
3 工程保险费 3953.13 3953.13
4 建设单位管理费 31229.76 31229.76
5 建设单位临时设施费 9882.83 9882.83
6 工程监理费 7500.00 7500.00
7 进口设备材料国内检验费 93.98 93.98
8 联合试运转费 15812.54 15812.54
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9 勘察设计费 28000.00 28000.00
10 设备采购技术服务费 1120.00 1120.00
11 设备监造费 949.68 949.68
12 招投标费 2000.00 2000.00
13 可研编制费 300.00 300.00
14 环境影响评价费 175.00 175.00
15 劳动安全卫生评价费 120.00 120.00
16 其他评价费 1050.00 1050.00
17 前期准备费 1200.00 1200.00
小计 108414.82 108414.82
固定资产费用合计 1356680.49 281438.06 338448.33 108414.82 2084981.70 2955.20
二 无形资产费用
1 气化技术转让及工艺包 6720.74 6720.74 1036.00
2 甲烷化基础设计费 12790.16 12790.16 1971.60
3 硫回收技术转让及工艺包 4411.30 4411.30 680.00
小计 23922.20 23922.20 3687.60
三 其他资产费用
1 生产准备费 10200.00 10200.00
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2 出国人员费 1200.00 1200.00 160.00
3 图纸翻译复制费 100.00 100.00
小计 11500.00 11500.00 160.00
四 基本预备费 169632.31 169632.31 136.06
五 建设投资合计 1356680.49 281438.06 338448.33 313469.33 2290036.22 6938.86
六 铺底流动资金 12557.09 12557.09
七 基建期利息 182289.63 182289.63
八 项目总投资 1356680.49 281438.06 338448.33 508316.04 2484882.93 6938.86
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15 财务、经济评价及社会效益评价
本可研按照国家发改委和建设部联合颁布的《建设项目经济评价方法和参数》（第
三版）的规定进行评价，并按照化工部《化工建设项目可行性研究报告内容和深度的规
定》进行编写。
15.1 产品成本和费用估算
15.1.1 产品成本和费用估算的依据和说明
1.根据《工业企业财务制度》及国家的有关政策、法规和规范进行本项目的成本估
算，外购原材料、燃料、动力均为到厂含税价。
序号 品种 年需要量 含税价格
1 原料煤 1016 万吨 155 元/吨
2 化学品及催化剂 10256 万元/年
3 燃料煤 314.4 万吨 155 元/吨
4 新鲜水 2396 万吨 4 元/吨
2.本项目的经济服务年限为 15 年，固定资产按直线法进行折旧。残值率为 4%,机器
设备折旧年限为 15 年，房屋建筑物折旧年限为 20 年。
3.本项目无形资产、其他资产分别按 10 年和 5 年分别进行摊销。
4.本项目修理费按固定资产原值的 2.5%计，其他制造费按固定资产原值的 1%计，
其他管理费按人均工资及福利总额的 80%计，其他销售费按销售收入的 1%计算。
5.本项目定员总数 1500 人，人均工资及福利为 10 万元/年.人。
15.1.2 成本费用估算
根据本工程原料、燃料、动力消耗和上述定价取费原则计算总成本费用并编制报表，
详见《总成本费用表》。以第十一年为例：
项目名称 金额(万元) 比例（%）
年总成本 441170 100
年固定成本 246182 55.80
年可变成本 194987 44.20
年经营成本 301262 68.29
在总成本费用中，固定成本占 55.80%、可变成本占 44.20%，可见本工程固定资产
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投资较大，建议在项目建设阶段加强管理，严格控制投资；在可变成本中主要是煤的成
本，煤的消耗和价格是影响可变成本的关键因素。
15.2 财务评价
15.2.1 财务评价依据和说明
1.财务评价依据的主要经济法规和文件
《建设项目经济评价方法与参数》（第三版）
国家现行财税制度和相关规定。
2.财务评价基础数据与参数
本项目财务评价根据总投入、总产出的原则，评价范围包括从原料燃料投入到最终
产品的生产销售全过程以及配套水、电、汽等公用工程供应。本项目财务评价计算期
18 年。
（1）建设进度及生产负荷
本项目建设期为三年，生产负荷第四年为 80%，第五年起按 100%计算。
（2）产品生产规模及价格
序号 品种 年产量 含税价格
3
1 合成天然气 432000 万 Nm 2.2 元/Nm3
2 焦油 14.976 万吨 2000 元/吨
3 石脑油 4.032 万吨 6800 元/吨
4 粗酚 5.904 万吨 5700 元/吨
5 硫磺 2.88 万吨 820 元/吨
6 中油 16.72 万吨 2000 元/吨
7 液氨 0.64 万吨 1500 元/吨
8 硫酸铵 5.048 万吨 340 元/吨
9 电 30125.6 万 kWh 0.3 元/kWh
（3）流转税金及附加估算
根据《中华人民共和国增值税暂行条例》和国家的有关规定，依法计算本项目应交
纳的增值税、城市维护建设税和教育费附加。
进项税金估算
煤、催化剂及化学品等的增值税税率为 17% 。
新鲜水的增值税税率为 13% 。
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销项税金估算
合成天然气、硫酸铵的增值税税率为 13%，其他化学品的增值税税率为 17%。
消费税金估算
本项目产品石脑油需缴纳消费税，按 1385 元/吨计算。
城市维护建设税和教育费附加
城市维护建设税：按增值税的 5%计取。
教育费附加：按增值税的 3%计取。
增值税转型设备增值税抵扣减税
2009 年 1 月 1 日起投资中的设备及主材费用实行增值税转型，设备及主材增值税
作为进项税抵扣，初步测算项目建成投产后将有 221660.14 万元设备及主材增值税可以
抵扣。
（4）本项目按照应纳税所得额的 25%计算所得税，同时按照税后利润的 10%计提
盈余公积金。
15.2.2 主要报表分析
15.2.2.1 财务现金流量表
通过全投资现金流量表可知：本项目全投资内部收益率（所得税前）为 21.48%，
财务净现值（所得税前）为 1829173.98 万元（I=10%），本项目全投资内部收益率（所
得税后）为 17.30%，财务净现值（所得税后）为 1094272.21 万元（I=10%）。
15.2.2.2 损益表
年平均数据如下（单位：万元）
名称 数值(万元)
利润总额 491372.51
所得税 122843.13
净利润 368529.38
15.2.2.3 项目偿债能力分析
项目偿债能力体现在三个方面：利息备付率代表支付计入成本的利息费用的保障能
力；偿债备付率代表偿还建设借款本金的能力；资产负债率体现项目负债经营的情况。
从借款还本付息表可以看出，项目各年的利息备付率和偿债备付率均大于 1，而且
呈逐年上升的趋势。
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从资产负债表中的资产负债率看，投产初期的资产负债率较高，约 59%，但仍然在
合理的区间内，以后逐年迅速减少。流动比例和速动比例呈逐年递增趋势，表明项目的
资本结构保持良好，净资产能够抵补负债，偿债能力逐年增强。
三个指标的数值均表现出项目能按借款合同要求按期偿还借款并支付利息，项目的
偿债能力足以保障项目的债务安全。
15.2.3 财务评价的主要指标
15.2.3.1 静态指标
投资利润率=19.54%
投资利税率=23.24%
投资收益率=25.04%
投资回收期（税后）7.37 年（含 3 年建设期）
投资回收期（税前）6.48 年（含 3 年建设期）
15.2.3.2 动态指标
全投资财务内部收益率（所得税前）21.48%
全投资财务净现值（所得税前） 1829173.98 万元（I=10%）
全投资财务内部收益率(所得税后) 17.30%
全投资财务净现值（所得税后） 1094272.21 万元（I=10%）
自有资金财务内部收益率 24.13%
自有资金财务净现值 1244903 万元（I=10%）
15.2.4 不确定性分析
15.2.4.1 盈亏平衡分析
以生产能力利用率表示的盈亏平衡点（BEP），以第十一年为例：
年固定成本
BEP(生产能力利用率)=
年销售收入–年可变成本–年销售税金
=32.79%
计算结果表明，项目生产负荷要达到 32.79%，就能保本。由此可见，该项目的抗
风险能力较强。
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盈亏平衡图
1,000,000
800,000
600,000
金额
400,000
200,000
0
0% 20% 40% 60% 80% 100%
达产率
固定成本 成本费用 收入(扣除税金及附加)
15.2.4.2 敏感性分析
在项目计算期内可能性变化的因素有产品价格、建设投资、生产负荷、可变成本，
各单因素变化±10%时对财务内部收益率影响见附表。
计算结果表明，产品价格的变化对财务内部收益率影响最大,即产品价格的变动是
影响本工程效益最敏感的因素，其次为建设投资的增减和生产负荷的变动。附敏感性分
析图表。
敏感性分析表
不确定因素 全投资内部
序号 项目 敏感度系数 临界点
变化率(%) 收益率(税前)
基本情况 21.48%
1 建设投资投资增加 10 19.1% 0.24 48.72
2 建设投资投资减少 10 24.38% 0.29
3 销售价格提高 10 24.17% 0.27
4 销售价格降低 10 18.58% 0.29 39.62
5 生产负荷提高 10 23.63% 0.22
6 生产负荷降低 10 19.20% 0.23 50.30
7 可变成本增加 10 20.90% 0.06 197.16
8 可变成本降低 10 22.05% 0.06
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敏感性分析图
35.00%
30.00%
25.00%
20.00%
15.00%
10.00%
5.00%
0.00%
-40% -20% 0% 20% 40%
变化率
建设投资 产品售价 生产负荷 可变成本 基准折现率
15.3 结论
以上经济指标和不确定因素表明，本项目财务内部收益率和投资利润率均高于行业
基准收益率，表明盈利能力高于行业平均水平；清偿能力能够满足贷款机构的要求。因
此项目建成后有一定的经济效益，且有一定的市场竞争力和抗风险能力，故本工程财务
评价结论是可行的。
15.4 经济评价附表
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投资计划及资金筹措表
单位：万元
序号 项目/年限 合计 1 2 3 4 5
1 总投资 2514183 704101 1207680 560545 38987 2870
1.1 建设投资 2290036 687011 1145018 458007
1.2 建设期利息 182290 17090 62662 102538
1.3 流动资金 41857 38987 2870
2 资金筹措 2514183 704101 1207680 560545 38987 2870
2.1 资本金 745478 182279 337978 212664 11696 861
其中: 用于建设投资 550631 165189 275316 110126
用于建设期利息 182290 17090 62662 102538
用于流动资金 12557 11696 861
2.2 债务资金 1768705 521821 869702 347881 27291 2009
用于建设投资 1739405 521821 869702 347881
用于建设期利息
用于流动资金 29300 27291 2009
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流动资金估算表 单位: 万元
最低周转 周转
序号 年份 4 5 6 7 8 9-18
天数 次数
1 流动资产 55240 62173 62173 62173 62173 62173
1.1 应收账款 30 12 23883 27839 27839 27839 27839 27839
1.2 存货 26795 29586 29586 29586 29586 29586
1.2.1 原料 4300 5374 5374 5374 5374 5374
1.2.2 燃料 1083 1354 1354 1354 1354 1354
1.2.3 在产品 1 360 746 872 872 872 872 872
1.2.4 产成品 10 36 7961 9280 9280 9280 9280 9280
1.2.5 备品备件 180 2 12706 12706 12706 12706 12706 12706
1.3 现金 30 12 4461 4621 4621 4621 4621 4621
1.4 预付帐款 30 12 101 127 127 127 127 127
2 流动负债 16253 20316 20316 20316 20316 20316
2.1 应付账款 30 12 15186 18983 18983 18983 18983 18983
2.2 预收帐款 10 36 1066 1333 1333 1333 1333 1333
3 流动资金 38987 41857 41857 41857 41857 41857
流动资金增加
4 额 38987 2870
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折旧和摊销估算表 单位：万元
折旧
折旧摊销
序号 项目 原值 摊销 合计 4 5 6
率
年限
1 固定资产
1.1 机器设备 1835926 15 6.40%
折旧 1762489 117499 117499 117499
净值 1718427 1600928 1483429
1.2 电子设备 0
折旧
净值
1.3 运输设备 0
折旧
净值
1.4 房屋建筑 379317 20 4.80%
折旧 273108 18207 18207 18207
净值 361110 342903 324695
1.5 其他 20 4.75%
折旧
净值
2 无形资产 23922.2 10 2392 2392 2392 2392
2.1 专有技术 23922.2 10.00% 2392 2392 2392 2392
2.2 土地 20.00%
长期待摊
3 5
费用
3.1 摊销额 11500 20.00% 2300 2300 2300 2300
3.2 净值
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折旧和摊销估算表 单位：万元
序号 项目 7 8 9 10 11 12 13
1 固定资产
1.1 机器设备
折旧 117499 117499 117499 117499 117499 117499 117499
净值 1365929 1248430 1130931 1013431 895932 778433 660934
1.2 电子设备
折旧
净值
1.3 运输设备
折旧
净值
1.4 房屋建筑
折旧 18207 18207 18207 18207 18207 18207 18207
净值 306488 288281 270074 251867 233659 215452 197245
1.5 其他
折旧
净值
2 无形资产 2392 2392 2392 2392 2392 2392
2.1 专有技术 2392 2392 2392 2392 2392 2392
2.2 土地
长期待摊费
3
用
3.1 摊销额 2300
3.2 净值
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折旧和摊销估算表 单位：万元
序号 项目 14 15 16 17 18
1 固定资产
1.1 机器设备
折旧 117499 117499 117499 117499 117499
净值 543434 425935 308436 190936 73437
1.2 电子设备
折旧
净值
1.3 运输设备
折旧
净值
1.4 房屋建筑
折旧 18207 18207 18207 18207 18207
净值 179038 160830 142623 124416 106209
1.5 其他
折旧
净值
2 无形资产
2.1 专有技术
2.2 土地
3 长期待摊费用
3.1 摊销额
3.2 净值
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制造成本估算表
单位: 万元
序 项目\年份 单 年耗量 单价 4 5 6 7 8~18
号 生产负荷 位 (万) (元) 80% 100% 100% 100% 100%
1 原料 115884 144855 144855 144855 144855
1.1 原料煤 吨 1,016.00 132.48 107679 134598 134598 134598 134598
催化剂及化 万
1.2 1.00 10256 8205 10256 10256 10256 10256
学品 元
2 燃料动力 40106 50133 50133 50133 50133
2.1 燃料煤 吨 314.40 132.48 33321 41651 41651 41651 41651
2.2 新鲜水 吨 2,396 3.54 6785 8481 8481 8481 8481
2.3
3 副产品
4 工资及福利 15000 15000 15000 15000 15000
5 制造费用 206860 206860 206860 206860 206860
5.1 折旧费 135707 135707 135707 135707 135707
5.2 修理费 50824 50824 50824 50824 50824
其他制造费
5.3 20330 20330 20330 20330 20330
用
制造成本 377850 416847 416847 416847 416847
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总成本费用估算表
单位: 万元
序号 项目\年份 合计 4 5 6 7 8
生产负荷 80% 100% 100% 100% 100%
1 制造成本 6213712 377850 416847 416847 416847 416847
1.1 原料 2143850 115884 144855 144855 144855 144855
1.2 燃料及动力 741964 40106 50133 50133 50133 50133
1.3 副产品
1.4 工资及福利 225000 15000 15000 15000 15000 15000
1.5 制造费用 3102898 206860 206860 206860 206860 206860
1.5.1 折旧 2035598 135707 135707 135707 135707 135707
1.5.2 修理费 762358 50824 50824 50824 50824 50824
1.5.3 其他制造费用 304943 20330 20330 20330 20330 20330
2 管理费用 193317 15219 15219 15219 15219 15219
2.1 无形资产摊销 23922 2392 2392 2392 2392 2392
2.2 其他资产摊销 11500 2300 2300 2300 2300 2300
2.3 其他管理费用 157895 10526 10526 10526 10526 10526
3 财务费用 317056 115609 92231 60212 29109 1809
固定资产贷款利
3.1 290057 113931 90422 58403 27301
息
3.2 流动资金利息 26999 1678 1809 1809 1809 1809
3.3 其他财务费用
4 销售费用 142009 7676 9595 9595 9595 9595
5 总成本费用 6866095 516354 533892 501873 470771 443470
6 固定成本 3980281 360364 338905 306886 275783 248482
7 可变成本 2885814 155990 194987 194987 194987 194987
8 经营成本 4478018 260346 301262 301262 301262 301262
9 盈亏平衡点 % 59.39 44.68 40.67 36.73 33.10
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总成本费用估算表
单位: 万元
序号 项目\年份 9 10 11 12 13 14
生产负荷 100% 100% 100% 100% 100% 100%
1 制造成本 416847 416847 416847 416847 416847 416847
1.1 原料 144855 144855 144855 144855 144855 144855
1.2 燃料及动力 50133 50133 50133 50133 50133 50133
1.3 副产品
1.4 工资及福利 15000 15000 15000 15000 15000 15000
1.5 制造费用 206860 206860 206860 206860 206860 206860
1.5.1 折旧 135707 135707 135707 135707 135707 135707
1.5.2 修理费 50824 50824 50824 50824 50824 50824
1.5.3 其他制造费用 20330 20330 20330 20330 20330 20330
2 管理费用 12919 12919 12919 12919 12919 10526
2.1 无形资产摊销 2392 2392 2392 2392 2392
2.2 其他资产摊销
2.3 其他管理费用 10526 10526 10526 10526 10526 10526
3 财务费用 1809 1809 1809 1809 1809 1809
固定资产贷款利
3.1
息
3.2 流动资金利息 1809 1809 1809 1809 1809 1809
3.3 其他财务费用
4 销售费用 9595 9595 9595 9595 9595 9595
5 总成本费用 441170 441170 441170 441170 441170 438777
6 固定成本 246182 246182 246182 246182 246182 243790
7 可变成本 194987 194987 194987 194987 194987 194987
8 经营成本 301262 301262 301262 301262 301262 301262
9 盈亏平衡点 32.79 32.79 32.79 32.79 32.79 32.47
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总成本费用估算表
单位: 万元
序号 项目\年份 15 16 17 18
生产负荷 100% 100% 100% 100%
1 制造成本 416847 416847 416847 416847
1.1 原料 144855 144855 144855 144855
1.2 燃料及动力 50133 50133 50133 50133
1.3 副产品
1.4 工资及福利 15000 15000 15000 15000
1.5 制造费用 206860 206860 206860 206860
1.5.1 折旧 135707 135707 135707 135707
1.5.2 修理费 50824 50824 50824 50824
1.5.3 其他制造费用 20330 20330 20330 20330
2 管理费用 10526 10526 10526 10526
2.1 无形资产摊销
2.2 其他资产摊销
2.3 其他管理费用 10526 10526 10526 10526
3 财务费用 1809 1809 1809 1809
固定资产贷款利
3.1
息
3.2 流动资金利息 1809 1809 1809 1809
3.3 其他财务费用
4 销售费用 9595 9595 9595 9595
5 总成本费用 438777 438777 438777 438777
6 固定成本 243790 243790 243790 243790
7 可变成本 194987 194987 194987 194987
8 经营成本 301262 301262 301262 301262
9 盈亏平衡点 32.47 32.47 32.47 32.47
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营业收入和税金估算表
单位：万元
项目/年份 4 5 6 7~18
序
生产负荷 单位 单价 年销量(万) 80% 100% 100% 100%
号
产品名称
1 营业收入
1.1 合成天然气 Nm3 1.947 432,000.00 672850 841062 841062 841062
1.2 焦油 吨 1709 14.9760 20480 25600 25600 25600
1.3 石脑油 吨 5812 4.0320 18747 23434 23434 23434
1.4 粗酚 吨 4872 5.9040 23010 28763 28763 28763
1.5 硫磺 吨 701 2.8800 1615 2018 2018 2018
1.6 中油 吨 1709 16.7200 22865 28581 28581 28581
1.7 液氨 吨 1282 0.6400 656 821 821 821
1.8 硫酸铵 吨 301 5.0480 1215 1519 1519 1519
1.9 电 kWh 0.26 30,125.600 6180 7725 7725 7725
合计 767618 959522 959522 959522
2 营业税金及附加
2.1 营业税 4467 5584 5584 5584
2.2 城市维护建设税 223 279 2721 5110
2.3 教育费附加 134 168 1633 3066
合计 4825 6031 9938 13760
3 增值税 0 0 48839 96607
销项税 103532 129416 129416 129416
原料燃料动力进项税 26247 32809 32809 32809
固定资产抵扣进项税 77286 96607 47768 0
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利润与利润分配表
单位: 万元
序号 项目/年份 合计 4 5 6 7 8 9 10
生产负荷 80% 100% 100% 100% 100% 100% 100%
1 营业收入 14200932 767618 959522 959522 959522 959522 959522 959522
2 补贴收入 77286 96607 47768
3 增值税 (1208123) (48839) (96607) (96607) (96607) (96607)
4 营业税金及附加 185910 4825 6031 9938 13760 13760 13760 13760
5 总成本费用 6866095 516354 533892 501873 470771 443470 441170 441170
6 利润总额 7370588 323725 516206 495479 474992 502293 504593 504593
7 弥补前年亏损
8 应计税所得额 323725 516206 495479 474992 502293 504593 504593
9 所得税 1842647 80931 129052 123870 118748 125573 126148 126148
10 净利润 5527941 242794 387155 371609 356244 376720 378445 378445
11 盈余公积金 372739 24279 38715 37161 35624 37672 37844 37844
12 公益金
13 应付利润
14 未分配利润 5155202 218514 348439 334448 320620 339048 340600 340600
15 累计未分配利润 218514 566954 901402 1222022 1561070 1901670 2242270
16 息税前利润 7687644 439334 608437 555691 504102 504102 506402 506402
17 息税折旧摊销前利润 9758664 579733 748836 696089 644500 644500 644500 644500
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利润与利润分配表
单位: 万元
序号 项目/年份 11 12 13 14 15 16 17 18
生产负荷 100% 100% 100% 100% 100% 100% 100% 100%
1 营业收入 959522 959522 959522 959522 959522 959522 959522 959522
2 补贴收入
3 增值税 (96607) (96607) (96607) (96607) (96607) (96607) (96607) (96607)
4 营业税金及附加 13760 13760 13760 13760 13760 13760 13760 13760
5 总成本费用 441170 441170 441170 438777 438777 438777 438777 438777
6 利润总额 504593 504593 504593 506985 506985 506985 506985 506985
7 弥补前年亏损
8 应计税所得额 504593 504593 504593 506985 506985 506985 506985 506985
9 所得税 126148 126148 126148 126746 126746 126746 126746 126746
10 净利润 378445 378445 378445 380239 380239 380239 380239 380239
11 盈余公积金 37844 37844 37844 10064
12 公益金
13 应付利润
14 未分配利润 340600 340600 340600 370175 380239 380239 380239 380239
15 累计未分配利润 2582871 2923471 3264071 3634246 4014485 4394724 4774963 5155202
16 息税前利润 506402 506402 506402 508794 508794 508794 508794 508794
17 息税折旧摊销前利润 644500 644500 644500 644500 644500 644500 644500 644500
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项目投资现金流量表
单位：万元
序
年份 合计 1 2 3 4 5 6
号
生产负荷 80% 100% 100%
1 现金流入 14644095 844904 1056129 1007290
1.1 营业收入 14200932 767618 959522 959522
1.2 补贴收入 221660 77286 96607 47768
1.3 回收固定资产余值 179646
1.4 回收流动资金 41857
1.5 其他
2 现金流出 8917732 687011 1145018 458007 413992 462272 450123
2.1 建设投资 2290036 687011 1145018 458007
2.2 流动资金 41857 38987 2870
2.3 经营成本 4478018 260346 301262 301262
2.4 营业税金及附加 185910 4825 6031 9938
2.5 维持运营投资
2.7 其他
4 所得税前净现金流量 7648274 -687011 -1145018 -458007 540746 745966 696089
累计所得税前净现金
5 流量 -687011 -1832029 -2290036 -1749291 -1003324 -307235
6 调整所得税 1921911 109834 152109 138923
7 所得税后净现金流量 5726363 -687011 -1145018 -458007 430912 593857 557167
累计所得税后净现金
8 流量 -687011 -1832029 -2290036 -1859124 -1265267 -708100
所得税后
计算指标: 财务内部收益率: 17.30%
财务净现值(I=10%）: 1,094,272 万元
投资回收期: 7.37 年
所得税前
财务内部收益率: 21.48%
财务净现值(I=10%）: 1,829,174 万元
投资回收期: 6.48 年
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项目投资现金流量表
单位：万元
序
年份 7 8 9 10 11 12 13
号
生产负荷 100% 100% 100% 100% 100% 100% 100%
1 现金流入 959522 959522 959522 959522 959522 959522 959522
1.1 营业收入 959522 959522 959522 959522 959522 959522 959522
1.2 补贴收入
1.3 回收固定资产余值
1.4 回收流动资金
1.5 其他
2 现金流出 441047 441047 441622 441622 441622 441622 441622
2.1 建设投资
2.2 流动资金
2.3 经营成本 301262 301262 301262 301262 301262 301262 301262
2.4 营业税金及附加 13760 13760 13760 13760 13760 13760 13760
2.5 维持运营投资
2.7 其他
4 所得税前净现金流量 644500 644500 644500 644500 644500 644500 644500
累计所得税前净现金
337266 981766 1626267 2270767 2915268 3559768 4204268
5 流量
6 调整所得税 126025 126025 126600 126600 126600 126600 126600
7 所得税后净现金流量 518475 518475 517900 517900 517900 517900 517900
累计所得税后净现金
-189625 328850 846750 1364650 1882550 2400450 2918350
8 流量
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单位：万元
序
年份 14 15 16 17 18
号
生产负荷 100% 100% 100% 100% 100%
1 现金流入 959522 959522 959522 959522 1181025
1.1 营业收入 959522 959522 959522 959522 959522
1.2 补贴收入
1.3 回收固定资产余值 179646
1.4 回收流动资金 41857
1.5 其他
2 现金流出 442220 442220 442220 442220 442220
2.1 建设投资
2.2 流动资金 0
2.3 经营成本 301262 301262 301262 301262 301262
2.4 营业税金及附加 13760 13760 13760 13760 13760
2.5 维持运营投资
2.7 其他
4 所得税前净现金流量 644500 644500 644500 644500 866003
累计所得税前净现金
5 4848769 5493269 6137770 6782270 7648274
流量
6 调整所得税 127198 127198 127198 127198 127198
7 所得税后净现金流量 517302 517302 517302 517302 738805
累计所得税后净现金
8 3435652 3952954 4470256 4987558 5726363
流量
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项目资本金现金流量表
单位：万元
序号 年份 合计 1 2 3 4 5 6
生产负荷 80% 100% 100%
1 现金流入 14644095 844904 1056129 1007290
1.1 营业收入 14200932 767618 959522 959522
1.2 补贴收入 221660 77286 96607 47768
回收固定资产
1.3 179646
余值
1.4 回收流动资金 41857
1.5 其他
2 现金流出 9338658 182279 337978 212664 832320 1018275 970129
2.1 项目资本金 732921 182279 337978 212664
2.2 流动资金 12557 11696 861
2.3 经营成本 4478018 260346 301262 301262
建设投资借款
2.4 1739405 358913 488838 474847
本金偿还
流动资金借款
2.5 30144
本金偿还
2.6 借款利息支付 317056 115609 92231 60212
销售税金及附
2.7 185910 4825 6031 9938
加
2.8 所得税 1842647 80931 129052 123870
2.9 其他
3 净现金流量 5305436 -182279 -337978 -212664 12583 37855 37161
计算指标 财务内部收益率: 24.13%
财务净现值： 1244903 万元 I= 10%
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项目资本金现金流量表 单位：万元
序
年份 7 8 9 10 11 12 13
号
生产负荷 100% 100% 100% 100% 100% 100% 100%
1 现金流入 959522 959522 959522 959522 959522 959522 959522
1.1 营业收入 959522 959522 959522 959522 959522 959522 959522
1.2 补贴收入
回收固定
1.3
资产余值
回收流动
1.4
资金
1.5 其他
2 现金流出 879686 442404 442979 442979 442979 442979 442979
项目资本
2.1
金
2.2 流动资金
2.3 经营成本 301262
301262 301262 301262 301262 301262 301262
建设投资
2.4 借款本金
偿还 416807
流动资金
2.5 借款本金
偿还
借款利息
2.6 1809 1809 1809 1809 1809 1809
支付 29109
销售税金
2.7 13760 13760 13760 13760 13760 13760
及附加 13760
2.8 所得税 118748
125573 126148 126148 126148 126148 126148
2.9 其他
净现金流
3 517119 516544 516544 516544 516544 516544
量 79836
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项目资本金现金流量表 单位：万元
序号 年份 14 15 16 17 18
生产负荷 100% 100% 100% 100% 100%
1 现金流入 959522 959522 959522 959522 1181025
1.1 营业收入 959522 959522 959522 959522 959522
1.2 补贴收入
1.3 回收固定资产余值 179646
1.4 回收流动资金 41857
1.5 其他
2 现金流出 443577 443577 443577 443577 473721
2.1 项目资本金
2.2 流动资金
2.3 经营成本 301262 301262 301262 301262 301262
2.4 建设投资借款本金偿还
2.5 流动资金借款本金偿还 30144
2.6 借款利息支付 1809 1809 1809 1809 1809
2.7 销售税金及附加 13760 13760 13760 13760 13760
2.8 所得税 126746 126746 126746 126746 126746
2.9 其他
3 净现金流量 515945 515945 515945 515945 707304
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财务计划现金流量表 单位：万元
序号 项目 1 2 3 4 5 6 7
1 经营活动净现金流量 576087 716391 619987 525752
1.1 现金流入 948436 1185545 1136706 1088938
1.1.1 营业收入 767618 959522 959522 959522
1.1.2 增值税销项税额 103532 129416 129416 129416
1.1.3 补贴收入 77286 96607 47768
1.1.4 其他收入
1.2 现金流出 372349 469154 516718 563186
1.2.1 经营成本 260346 301262 301262 301262
1.2.2 增值税进项税额 26247 32809 32809 32809
1.2.3 营业税金及附加 4825 6031 9938 13760
1.2.4 销售增值税 48839 96607
1.2.5 所得税 80931 129052 123870 118748
1.2.6 其他流出
2 投资活动净现金流量 -704101 -1207680 -560545 -38987 -2870
2.1 现金流入
2.2 现金流出 704101 1207680 560545 38987 2870
2.2.1 建设投资 704101 1207680 560545
2.2.2 维持运营投资
2.2.3 流动资金 38987 2870
2.2.4 其他流出
3 筹资活动净现金流量 704101 1207680 560545 -435535 -578199 -535059 -445916
3.1 现金流入 704101 1207680 560545 38987 2870
3.1.1 项目资本金投入 182279 337978 212664 11696 861
3.1.2 建设投资借款 521821 869702 347881
3.1.3 流动资金借款 27291 2009
3.1.4 债券
3.1.5 短期借款
3.1.6 其他流入
3.2 现金流出 474522 581069 535059 445916
3.2.1 各种利息支出 115609 92231 60212 29109
3.2.2 偿还债务本金 358913 488838 474847 416807
3.2.3 应付利润
3.2.4 其他流出
4 净现金流量 101565 135322 84928 79836
5 累计盈余资金 101565 236887 321816 401652
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财务计划现金流量表 单位：万元
序号 项目 8 9 10 11 12 13
1 经营活动净现金流量 518927 518352 518352 518352 518352 518352
1.1 现金流入 1088938 1088938 1088938 1088938 1088938 1088938
1.1.1 营业收入 959522 959522 959522 959522 959522 959522
1.1.2 增值税销项税额 129416 129416 129416 129416 129416 129416
1.1.3 补贴收入
1.1.4 其他收入
1.2 现金流出 570011 570586 570586 570586 570586 570586
1.2.1 经营成本 301262 301262 301262 301262 301262 301262
1.2.2 增值税进项税额 32809 32809 32809 32809 32809 32809
1.2.3 营业税金及附加 13760 13760 13760 13760 13760 13760
1.2.4 销售增值税 96607 96607 96607 96607 96607 96607
1.2.5 所得税 125573 126148 126148 126148 126148 126148
1.2.6 其他流出
2 投资活动净现金流量
2.1 现金流入
2.2 现金流出
2.2.1 建设投资
2.2.2 维持运营投资
2.2.3 流动资金
2.2.4 其他流出
3 筹资活动净现金流量 -1809 -1809 -1809 -1809 -1809 -1809
3.1 现金流入
3.1.1 项目资本金投入
3.1.2 建设投资借款
3.1.3 流动资金借款
3.1.4 债券
3.1.5 短期借款
3.1.6 其他流入
3.2 现金流出 1809 1809 1809 1809 1809 1809
3.2.1 各种利息支出 1809 1809 1809 1809 1809 1809
3.2.2 偿还债务本金
3.2.3 应付利润
3.2.4 其他流出
4 净现金流量 517119 516544 516544 516544 516544 516544
5 累计盈余资金 918771 1435314 1951858 2468401 2984945 3501488
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SEDIN Engineering Co., Ltd 可行性研究报告
财务计划现金流量表 单位：万元
序号 项目 14 15 16 17 18
1 经营活动净现金流量 517754 517754 517754 517754 517754
1.1 现金流入 1088938 1088938 1088938 1088938 1088938
1.1.1 营业收入 959522 959522 959522 959522 959522
1.1.2 增值税销项税额 129416 129416 129416 129416 129416
1.1.3 补贴收入
1.1.4 其他收入
1.2 现金流出 571184 571184 571184 571184 571184
1.2.1 经营成本 301262 301262 301262 301262 301262
1.2.2 增值税进项税额 32809 32809 32809 32809 32809
1.2.3 营业税金及附加 13760 13760 13760 13760 13760
1.2.4 销售增值税 96607 96607 96607 96607 96607
1.2.5 所得税 126746 126746 126746 126746 126746
1.2.6 其他流出
2 投资活动净现金流量
2.1 现金流入
2.2 现金流出
2.2.1 建设投资
2.2.2 维持运营投资
2.2.3 流动资金
2.2.4 其他流出
3 筹资活动净现金流量 -1809 -1809 -1809 -1809 -1809
3.1 现金流入
3.1.1 项目资本金投入
3.1.2 建设投资借款
3.1.3 流动资金借款
3.1.4 债券
3.1.5 短期借款
3.1.6 其他流入
3.2 现金流出 1809 1809 1809 1809 1809
3.2.1 各种利息支出 1809 1809 1809 1809 1809
3.2.2 偿还债务本金
3.2.3 应付利润
3.2.4 其他流出
4 净现金流量 515945 515945 515945 515945 515945
5 累计盈余资金 4017434 4533379 5049325 5565270 6081216
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赛鼎工程有限公司 新疆广汇准东喀木斯特 40 亿方/年煤制天然气项目
SEDIN Engineering Co., Ltd 可行性研究报告
资产负债表 单位：万元
序号 项目\年份 1 2 3 4 5 6 7
1 资 产 704101 1911781 2472326 2411446 2316696 2213458 2152896
1.1 流动资产总额 156805 299060 383989 463825
1.1.1 货币资金 106026 241508 326437 406273
1.1.2 应收帐款 23883 27839 27839 27839
1.1.3 预付帐款 101 127 127 127
1.1.4 存货 26795 29586 29586 29586
1.1.5 其他
1.2 在建工程 704101 1911781 2472326
待抵扣固定资产进项
1.3 税 144375 47768
1.4 固定资产净值 2079537 1943830 1808124 1672417
无形资产及其他资产
1.5 净值 30730 26038 21346 16653
2 负债及所有者权益 704101 1911781 2472326 2411446 2316696 2213458 2152896
2.1 流动负债总额 16253 20316 20316 20316
2.1.1 短期借款
2.1.2 应付帐款 15186 18983 18983 18983
2.1.3 预收帐款 1066 1333 1333 1333
其他
2.2 建设投资借款 521821 1391524 1739405 1380492 891654 416807
2.3 流动资金借款 27291 29300 29300 29300
负债合计 521821 1391524 1739405 1424035 941269 466422 49616
2.3 所有者权益 182279 520257 732921 987411 1375427 1747036 2103280
2.3.1 资本金 182279 520257 732921 744617 745478 745478 745478
2.3.2 资本公积
2.3.3 累计盈余公积金 24279 62995 100156 135780
2.3.4 累计公益金
2.3.5 累计未分配利润 218514 566954 901402 1222022
资产负债率: 74 73 70 59 41 21 2
流动比率 965 1472 1890 2283
速动比率 800 1326 1744 2137
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SEDIN Engineering Co., Ltd 可行性研究报告
资产负债表 单位：万元
序号 项目\年份 8 9 10 11 12 13 14
1 资 产 2529615 2908060 3286505 3664950 4043395 4421839 4802078
1.1 流动资产总额 980943 1497487 2014030 2530574 3047118 3563661 4079607
1.1.1 货币资金 923392 1439935 1956479 2473022 2989566 3506109 4022055
1.1.2 应收帐款 27839 27839 27839 27839 27839 27839 27839
1.1.3 预付帐款 127 127 127 127 127 127 127
1.1.4 存货 29586 29586 29586 29586 29586 29586 29586
1.1.5 其他
1.2 在建工程
待抵扣固定资产进项
1.3 税
1.4 固定资产净值 1536711 1401004 1265298 1129591 993885 858178 722472
无形资产及其他资产
1.5 净值 11961 9569 7177 4784 2392 0 0
2 负债及所有者权益 2529615 2908060 3286505 3664950 4043395 4421839 4802078
2.1 流动负债总额 20316 20316 20316 20316 20316 20316 20316
2.1.1 短期借款
2.1.2 应付帐款 18983 18983 18983 18983 18983 18983 18983
2.1.3 预收帐款 1333 1333 1333 1333 1333 1333 1333
其他
2.2 建设投资借款
2.3 流动资金借款 29300 29300 29300 29300 29300 29300 29300
负债合计 49616 49616 49616 49616 49616 49616 49616
2.3 所有者权益 2480000 2858445 3236889 3615334 3993779 4372224 4752463
2.3.1 资本金 745478 745478 745478 745478 745478 745478 745478
2.3.2 资本公积
2.3.3 累计盈余公积金 173452 211297 249141 286986 324830 362675 372739
2.3.4 累计公益金
2.3.5 累计未分配利润 1561070 1901670 2242270 2582871 2923471 3264071 3634246
资产负债率: 2 2 2 1 1 1 1
流动比率 4829 7371 9914 12456 14999 17541 20081
速动比率 4683 7225 9768 12311 14853 17396 19935
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SEDIN Engineering Co., Ltd 可行性研究报告
资产负债表 单位：万元
序号 项目\年份 15 16 17 18
1 资 产 5182317 5562556 5942795 6323034
1.1 流动资产总额 4595552 5111498 5627443 6143389
1.1.1 货币资金 4538000 5053946 5569891 6085837
1.1.2 应收帐款 27839 27839 27839 27839
1.1.3 预付帐款 127 127 127 127
1.1.4 存货 29586 29586 29586 29586
1.1.5 其他
1.2 在建工程
1.3 待抵扣固定资产进项税
1.4 固定资产净值 586765 451059 315352 179646
1.5 无形资产及其他资产净值 0 0 0 0
2 负债及所有者权益 5182317 5562556 5942795 6323034
2.1 流动负债总额 20316 20316 20316 20316
2.1.1 短期借款
2.1.2 应付帐款 18983 18983 18983 18983
2.1.3 预收帐款 1333 1333 1333 1333
其他
2.2 建设投资借款
2.3 流动资金借款 29300 29300 29300 29300
负债合计 49616 49616 49616 49616
2.3 所有者权益 5132702 5512941 5893180 6273419
2.3.1 资本金 745478 745478 745478 745478
2.3.2 资本公积
2.3.3 累计盈余公积金 372739 372739 372739 372739
2.3.4 累计公益金
2.3.5 累计未分配利润 4014485 4394724 4774963 5155202
资产负债率: 1 1 1 1
流动比率 22621 25160 27700 30240
速动比率 22475 25015 27554 30094
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借款还本付息表 单位：万元
贷款偿还
序号 贷款名称 项目\年份 4 5 6 7 8 9
期(年)
1 长期借款
1.1 银行贷款 期初借款余额 6.90 1739405 1380492 891654 416807
当期还款付息 472844 579260 533250 444108
其中：本金 358913 488838 474847 416807
利息 113931 90422 58403 27301
期末借款余额 1380492 891654 416807
1.2 期初借款余额
当期还款付息
其中：本金
利息
期末借款余额
1.3 期初借款余额
当期还款付息
其中：本金
利息
期末借款余额
1.4 期初借款余额
当期还款付息
其中：本金
利息
期末借款余额
1.5 期初借款余额
当期还款付息
其中：本金
利息
期末借款余额
2 流动资金
2.1 期初借款余额 27967 30144 30144 30144 30144 30144
2.2 本年借款 27967 2178
2.3 本年还本
2.4 流动资金利息 1678 1809 1809 1809 1809 1809
2.5 期末借款余额 27967 30144 30144 30144 30144 30144
利息备付率 3.80 6.60 9.23 17.32 278.72 279.99
偿债备付率 1.05 1.07 1.07 1.18 286.91 286.60
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借款还本付息表 单位：万元
序号 贷款名称 项目\年份 10 11 12 13 14 15 16
1 长期借款
1.1 银行贷款 期初借款余额
当期还款付息
其中：本金
利息
期末借款余额
1.2 期初借款余额
当期还款付息
其中：本金
利息
期末借款余额
1.3 期初借款余额
当期还款付息
其中：本金
利息
期末借款余额
1.4 期初借款余额
当期还款付息
其中：本金
利息
期末借款余额
1.5 期初借款余额
当期还款付息
其中：本金
利息
期末借款余额
2 流动资金
2.1 期初借款余额 30144 30144 30144 30144 30144 30144 30144
2.2 本年借款 (0)
2.3 本年还本
2.4 流动资金利息 1809 1809 1809 1809 1809 1809 1809
2.5 期末借款余额 30144 30144 30144 30144 30144 30144 30144
利息备付率 279.99 279.99 279.99 279.99 281.31 281.31 281.31
偿债备付率 286.60 286.60 286.60 286.60 286.27 286.27 286.27
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借款还本付息表 单位：万元
序号 贷款名称 项目\年份 17 18
1 长期借款
1.1 银行贷款 期初借款余额
当期还款付息
其中：本金
利息
期末借款余额
1.2 期初借款余额
当期还款付息
其中：本金
利息
期末借款余额
1.3 期初借款余额
当期还款付息
其中：本金
利息
期末借款余额
1.4 期初借款余额
当期还款付息
其中：本金
利息
期末借款余额
1.5 期初借款余额
当期还款付息
其中：本金
利息
期末借款余额
2 流动资金
2.1 期初借款余额 30144 30144
2.2 本年借款
2.3 本年还本 30144
2.4 流动资金利息 1809 1809
2.5 期末借款余额 30144 30144
利息备付率 281.31 281.31
偿债备付率 286.27 286.27
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