年产40亿立方米煤制天然气项目的可行研究报告

年产40亿立方米煤制天然气项目可行性研究报告

目录1总论 101.1概述 101.2项目建设的目的和意义 111.3项目建设和发展规划 121.4项目建设范围 121.5研究结论和建议 122市场预测 152.1天然气概述 152.2国外市场分析与预测 152.3国内市场分析与预测 163生产规模及产品方案 193.1生产规模和操作制度 193.2产品方案 194工艺技术方案 204.1空分装置 214.2煤气化装置 224.3一氧化碳变换装置 254.4酸性气体脱除装置 264.5甲烷化装置 284.6酚、氨回收装置 294.7焦油、石脑油回收装置 304.8硫回收装置 304.9天然气贮存和压缩装置 315设备方案 325.1概述 325.2设计依据 325.3设计标准、规范 325.4非标设备主要设计原则 335.5关键设备设计、材料的选择原则 346自控方案 376.1概述 376.2控制方式 376.3安全和保护措施 396.4仪表选型原则 396.5动力供应 407原燃料、辅料及动力供应 417.1原料和燃料供应 417.2辅助材料供应 417.3水电汽供应 428建厂条件和厂址选择 438.1建厂条件 438.2厂址选择 459节能 469.1节能原则 469.2节能新工艺、新技术 4610环境保护 4710.1厂址与区域环境现状 4710.2工程执行的标准 4710.3主要污染源和污染物 4810.4环境保护与综合利用措施 4810.5环境监测与环境管理 5011职业安全与劳动卫生 5111.1标准规范 5111.2职业安全卫生的危害因素 5211.3设计中采取的安全防范措施 5411.4劳动安全卫生机构设置及人员配备情况 5512劳动定员 5612.1工厂管理体制 5612.2全厂定员 5612.3人员来源和培训 5613项目实施计划 5813.1项目建设周期的规划 5813.2项目实施进度规划 5814投资估算 6014.1工程概况 6014.2投资估算 6014.3编制依据 6014.4估算指标 6014.5工程税费说明 6015财务评价 6115.1.基础数据 6115.2.财务分析 6215.3敏感性分析 6315.4.结论 63

1总论1.1概述1.1.1项目名称和主办单位项目名称：海菲泰（国际）投资控股集团煤制天然气项目建设地址：内蒙古自治区呼伦贝尔市主办单位：海菲泰（国际）投资控股集团有限公司企业性质：股份制企业法人代表：田树公司地址：北京市朝阳区东三环北路2号南银大厦27层电话：010—64108003传真：010—64108010邮编：1000271.1.2可行性研究报告编制原则严格贯彻执行国家有关基本建设的一系列方针政策，使项目做到切合实际、技术先进、经济合理、安全实用。（2）本项目将充分利用项目所在地的自然资源。采取切实可行的技术措施，节约用水，减少浪费。 （3）严格执行国家及有关部委、当地政府颁布的有关法令法规及标准规范，贯彻落实国家环保及安全卫生的有关政策法规，做到工程建设、环境保护和安全卫生“三同时”。 1.1.3主办单位概况海菲泰(国际)投资控股集团有限公司是从事替代能源研发、生产、销售；汽、柴油销售；石油化工产品生产、销售；投资许可经营项目：煤矿开采，煤炭经营；石油贸易进出口业务的综合性能源公司。公司总部设在中国北京市。海菲泰集团目前下设海菲泰（国际）投资控股河北石油化工有限公司和海菲泰（国际）投资控股北京石油化工有限公司，两个全资控股公司。目前已建成的海菲泰集团河北石油化工有限公司（下称海菲泰河北石化），位于中国河北省保定地区，占地面积200亩，紧邻京石高速公路，总投资5亿元人民币，具备年产100万吨车用清洁醇醚燃料以及10万吨燃油添加剂的生产能力。海菲泰集团北京石油化工有限公司正在进行年产200万吨醇醚燃料项目的建设。2008年，集团为不断扩大生产规模和市场占有率，全面提高企业的综合竞争力，还将在天津、浙江、陕西选择具备航运码头、铁路专用线等物流条件的项目建设地点，再筹建3个石油化工公司，从事甲醇汽油的生产销售，同时经营汽、柴油。1.2项目建设的目的和意义(1)发展煤制天然气可缓解石油供应压力、促进国家能源安全我国基础能源格局的特点是“富煤贫油少气”，长期以来煤炭在我国能源结构中一直占有绝对主导地位。目前我国查明煤炭储量为1.3万亿吨，预测煤炭总资源量为5.57万亿吨在我国一次能源的生产和消费总量中占有率分别为76%和69%。随着我国国民经济的快速发展，对能源的需求量将不断提高，而我国“富煤贫油少气”的能源结构特点决定了煤炭资源将在未来很长一段时期内继续作为能源主体被开发和利用。天然气在工业、民用和交通运输燃料方面与石油具有较好的可替代性。据测算，如果在出租车和公交车行业用天然气替代汽油，以每辆车年均行使5万公里计算，改装100万辆车每年可替代油品1000万吨。燃料油是目前我国除原油以外进口量最大的石油产品，2006年，我国燃料油表观消费量4802万吨，净进口2874万吨，如果40%的工业燃料油用天然气替代，则可替代燃料油1920万吨。以气代油可有效减轻远期石油供应短缺和对进口石油的依赖，缓解石油供应和运输压力，有利于维护我国石油供应安全。（2）采用洁净煤利用技术，是我国今后发展煤化工的必然趋势目前，煤的加工转化利用技术主要有煤制油、煤制甲醇/二甲醚以及甲醇制烯烃、煤制合成气/合成天然气等。不同利用技术的热能有效利用率为:煤制油(26.9%～28.6%)<煤制甲醇(28.4%～50.4%)<煤发电(40%～45%)<煤制合成天然气(53%)<煤制合成气(82.5%)。其中，煤制合成天然气和煤制合成气工艺的热能有效利用率明显高于其他工艺的热能有效利用率。表明，煤制合成气和制甲烷工艺过程具有热能利用率高的特点，同上述热能有效利用率排序一致。由于煤制天然气工艺相对简单，与其他新兴煤化工产业相比，过程产生的废水废物相对较少，产生的废物也更易于处理。同时，煤制天然气还具有一氧化碳和氢气合成甲烷率高以及废热能够循环利用等优点。煤制甲烷是煤清洁利用的一条新途径，是解决我国煤炭粗放型利用的有效方式之一，符合我国特殊能源结构的国情。（3）煤制天然气是对我国天然气气源的有效补充我国天然气供需矛盾突出，形势不容乐观，专家预测我国对天然气的需求在2010年末将超过1000亿立方米，预计到2020年，供求缺口将达到1000亿立方米，未来几年天然气消费量年均增长率将达到甚至超过15%。针对这种情况，中国在进一步加大天然气资源自主勘探开发力度并加快天然气管网建设的同时，也在沿海的辽宁、福建及广东的地方进行进口LNG终端的布局，但目前我国规划的十余座LNG接收站中仅有少数几家确定气源，这种方法虽然能够在一定程度上缓解我国天然气的供需矛盾，但会随时受到LNG进口价格及地缘政治等因素的影响。依托我国丰富的煤炭资源，大力发展煤制天然气，通过管道输送并经调压配气后进行化工和民用，不但符合煤炭清洁利用的发展方向，同时也是天然气供应的有效补充。（4）建设大型煤化工项目是加快地方经济发展的需要呼伦贝尔市煤炭资源丰富，储量巨大，煤质适合发展坑口电站和煤化工产业。内蒙古呼伦贝尔又是目前我国仅存的一个大草原，在发展经济的同时必须考虑保护好生态环境。发展40亿立方米/年煤制天然气项目，既符合国家西部大开发和能源转换和可持续发展的大政方针，又有利于优化能源结构、减少环境污染、提高能源效率，对快速推进呼伦贝尔市工业化进程，促进地方经济发展和创建和谐社会具有重大的现实意义。1.3项目建设和发展规划本项目建设规模为年处理煤1273万吨的鲁奇气化炉及下游系列产品生产装置，年产天然气40亿立方米，焦油51万吨，石脑油10万吨，粗酚6万吨，硫磺10万吨，液氨5万吨。1.4项目建设范围本项目可行性研究范围为生产装置、公用工程、辅助生产设施、办公设施及部分与生产配套的生活设施。本项目主要装置包括：空分装置、气化装置、净化装置、甲烷化装置、锅炉及废水处理设施。1.5研究结论和建议1.5.1主要技术经济指标本项目建成投产后，主要技术经济指标见表1-1。表1-1主要技术经济指标汇总表序号项目名称单位数量备注一产品及规模1天然气104m3/a4000002焦油104t/a513石脑油104t/a104粗酚104t/a65硫磺104t/a106液氨104t/a57年操作时间小时8000二主要原材料用量1原料煤104t/a1272.72石灰104t/a10三公用工程及动力消耗1燃料煤104t/a3602一次水104t/a2700四运输量1运入量104t/a1632.72运出量104t/a209.3五定员人1700六总占地面积104m2200七总投资亿元2201建设投资亿元198.82建设期利息亿元18.63铺底流动资金万元3.1八财务评价指标1年均销售收入万元7740182年均销售税金万元606553年均总成本费用万元5814284年均利润总额万元1319345年均税后利润万元989516投资利润率%8.367投资利税率%11.168资本金利润率%46.269投资回收期税前年9.58含建设期三年税后年9.98含建设期三年10内部收益率（IRR）税前%11.22税后%9.9411财务净现值税前万元448199ic=8%税后万元256819ic=8%1.5.2研究结论（1）产品市场前景良好，符合国家能源发展战略和产业政策；（2）工艺技术成熟、可靠，能耗低，安全、卫生、环保等各项措施完善；（3）从财务分析看，所得税前内部收益率为11.22%，大于行业基准收益率8%，敏感性分析表明本项目有较好的抗风险能力；（4）增加地区和国家税收、扩大就业岗位，拉动社会需求，促进地区社会繁荣，社会效益良好，因此本项目是可行的。1.5.3存在的问题和建议（1）本项目气化炉和锅炉系统排出的炉渣量较大，而这些炉渣是建筑修路的材料，建议进一步落实用户，尽量实现废渣的综合利用。（2）本项目引进的高新技术多，应尽快与国外有关技术专利商建立联系，尽快落实引进技术，以保证项目进度。（3）本项目规模较大系列较多，同类设备多，制造运输周期长。应尽早考虑引进设备的招标，考查设备制造商制造能力、制造周期与建设计划进度之间的关系。

2市场预测2.1天然气概述天然气是从地下开采出来的一种以甲烷为主的可燃性气体，它是埋藏在地壳下面的生物有机体

，经过漫长的地质年代和复杂的转化过程而形成的。天然气是一种易燃易爆气体，和空气混合后，温度只要达到550℃就燃烧，在空气中，天然气的浓度只要达到5-15%就会爆炸。天然气的热值较高，一立方米天然气燃烧后发出的热量是同体积的人工煤气（如焦炉煤气）的两倍多，即35.6-41.9兆焦/立方米。天然气通过净化分离和裂解、蒸汽转化、氧化、氯化、硫化、硝化、脱氢等反应可制成合成氨、甲醇及其加工产品(甲醛、醋酸等)、乙烯、乙炔、二氯甲烷、四氯化碳、二硫化碳、硝基甲烷等。在世界合成氨产量中，约80％以天然气为原料，世界甲醇生产中70％以天然气为原料，以天然气为原料的乙烯装置生产能力约占世界乙烯生产能力的32％。因此，天然气是理想的气体燃料和宝贵的化工原料。

表2-1天然气性质表（0℃，1atm）2.2国外市场分析与预测2.2.1国外天然气市场现状煤、石油和天然气是当今世界一次能源的三大支柱。天然气作为一种高效、优质、清洁能源,其用途越来越广,需求量不断增加。美国、日本、俄罗斯、加拿大等作为天然气消费大国,平均消费量都在400亿立方米,其中美国和俄罗斯位居榜首,其消费量均在总量的60%以上。美国依然是世界头号天然气消费大国，2005年消费量达6197亿立方米，占全世界总消费量的22%，天然气在一次能源中的比例为24.4%。俄罗斯是第二大天然气消费国，2005年消费量为4321亿立方米，占世界总消费量的15.1%，天然气在一次能源中的比例高达55.2%。英国、加拿大、德国、伊朗、日本等国天然气消费占世界总消费量的约3%。荷兰英国天然气在一次能源消费中所占比例分别为39.5%、36.9%，也处于较高的水平。亚洲地区的日本、韩国通过大量进口液化天然气提高了天然气的消费量，2005年消费天然气日本为846亿立方米、韩国为342亿立方米，在一次能源消费中的比例分别为14.6%、13.6%。2.2.2国外市场预测据法国国际天然气信息中心（Cedigaz）预测，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。在各种促使需求量不断增长的因素中，发电用气依然是推动天然气需求增长最主要的动力。虽然欧洲已经将建设环保型燃煤发电厂纳入了计划，但是在2010年以前不会投入使用。在美国，为满足国内的电力需求，最近投产的新的燃气发电厂呈现满负荷运转的趋势。在天然气供应方面，在某些区域市场，如亚洲，天然气供应仍将出现紧张局面。2010年之后，世界天然气消费增长速度有可能减缓，预计年均增速最多不超过2.2%。国际能源机构（IEA）在《世界能源展望2006》报告中预测，到2030年，世界天然气消费年均增长率为2%。2.3国内市场分析与预测2.3.1国内天然气市场现状我国天然气工业始于新中国成立，21世纪以来得到了快速发展。储量稳步增长，产量快速上升，海外合作稳步推进，输配气系统配套发展，消费市场逐步扩大，2007年天然气在我国一次能源消费中的比例达到3.4％，天然气工业正逐步成为一个崭新而耀眼的新型能源产业。未来随着我国国民经济的快速发展和环保要求的日益提高，对清洁、高效能源的需求将越来越大，天然气作为优质能源，在优化我国能源消费结构、改善大气环境、控制温室气体减排方面将发挥积极且重要的作用。2007年我国天然气消费673亿立方米，与2000年相比年均增长近14%，在一次能源消费中的比例达到3.4％。随着西气东输、陕京线系统等一批长距离输气管道的建成投产，消费区域实现了从油气田周边向跨区域的发展，消费市场已覆盖了29个省市区。消费结构从2000年以前的基本以化工和油气田生产燃料用气为主，逐步向多元化转变。城市燃气已成为第一大用气领域，在天然气消费中的比例达到32.4%，发电用气比例上升8个百分点，化工和工业燃料用气同比则有较大幅度下降。总体上，我国天然气工业发展已取得了长足进步，天然气生产能力得到快速提高输配气系统逐步配套完善，消费市场不断扩大，天然气工业已步入了高速发展轨道。2.3.2国内天然气市场预测天然气具有洁净、高效、资源丰富、方便储运等优点,目前,全球天然气消费量已高达每年2.32亿立方米,占世界一次能源需求总量的24.3%[2-4]。随着环保要求的日益严格和人们环保意识的增强,天然气这种洁净能源的市场份额将不断扩大，前景十分广阔。2004年世界天然气的消费增长了3.3%,最近10年的平均增长率为2.3%。除美国之外,世界其他地方的天然气消费增长了4%，其中，俄罗斯、中国与中东的增幅最大。近20年来，天然气探明储量以约5%的速度增长，产量的增长速度也达到3%—3.5%。天然气在发电、工业、民用燃料和化工原料等领域的使用已占相当高的比重，对促进社会进步，经济发展和人们生活质量提高正在发挥着越来越重要的作用。近几年我国天然气产量如下图：图2-12001—2008年我国天然气产量据《中国能源发展报告》预计，未来十多年里我国天然气需求将呈爆炸式增长，平均增速达到11%～13%。到20lO年，天然气需求量将达到1000亿方，产量约800亿方，缺口为200亿方以上；到2020年，天然气需求量将超过2000亿方，缺口达到1000亿立方米。图2-2我国天然气消费量及预测目前，东北天然气管网覆盖大庆、齐齐哈尔、哈尔滨、长春、沈阳、大连等东北主要城市，随后延伸至北京，大庆为气源地。本工程建设从呼伦贝尔到大庆约500公里的天然气管道，日供应天然气1100万立方米，为建设东北老工业基地服务。

3生产规模及产品方案3.1生产规模和操作制度3.1.1生产规模本项目设煤气化装置四十五套、空分装置、变换工序、低温甲醇洗装置、甲烷化装置各六套及硫回收、酚回收、氨回收装置各三套。表3-1各主要装置生产能力序号装置名称单台（系列）生产能力系列数备注1备煤530t/h(入炉煤)32煤气化44000Nm3/h4540+53CO变换、冷却218700Nm3/h64低温甲醇洗336500Nm3/h65甲烷化220000Nm3/h66空分装置45000Nm3/h6透平驱动7硫回收38酚回收69氨回收33.1.2操作制度本项目建成后每天运行24小时，年操作时间为8000小时，约333天。3.2产品方案表3-2产品方案类别项目数量单位主产品天然气400000104m3/a副产品焦油51104t/a石脑油10104t/a粗酚6104t/a硫磺10104t/a液氨5104t/a年操作时间8000小时4工艺技术方案传统的煤制天然气工艺路线为煤气化生产合成气，合成气经过甲烷化反应生成甲烷—合成天然气。这一传统工艺技术成熟，计算的热效率为61.9%。催化蒸汽气化技术：是EXXON公司在二十世纪七十年代开发的，用碳酸钾（碱过渡金属氧化物或碱土）作为催化剂，煤与水蒸汽反应生产甲烷，计算热效率达到71.9%。氢气化技术(hydrogasification)：这一技术的计算热效率达到79.6%。第一种通过煤气化转化天然气技术是成熟的工业化技术，而后两种煤转化天然气技术是在研究开发阶段的新技术。目前国内在建和开展前期研究的煤制天然气项目均采用第一种成熟的煤气化、甲烷转化过程的工艺技术。工艺流程如下图：图4-1煤制天然气工艺流程4.1空分装置空分装置的作用是为煤气化装置提供所需的氧气和以及公用工程所需的低压氮气、仪表空气和工厂空气。本装置原材料为空气，由六套单系列制氧能力为45,000Nm3/h的空分系统组成，以与煤气化装置相匹配，总的供氧能力为270,000Nm3/h。4.1.1工艺技术方案的选择空分技术经过100余年的不断发展，现在已步入大型全低压流程的阶段，能耗不断降低。大型全低压空分装置整个流程由空气压缩、空气预冷、空气净化、空气分离、产品输送所组成，其特点是：（1）采用高效的两级精馏制取高纯度的氧气和氮气；（2）采用增压透平膨胀机，利用气体膨胀的输出功直接带动增压风机以节省能耗，提高制冷量。（3）热交换器采用高效的铝板翅式换热器，使结构紧凑，传热效率高。（4）采用分子筛净化空气，具有流程简单、操作简便、运行稳定、安全可靠等优点，大大延长装置的连续运转周期。由于产品氧气的用户对氧气的压力有一定要求，纯氧又是一种强氧化介质，氧气的增压工艺常常成为研究的一个重点。氧的增压有两种方式，即采用氧气压缩机和液氧泵，前者压缩介质为气氧，在冷箱外压缩；后者压缩介质为液氧，在冷箱内压缩。分别成为外增压流程和内增压流程。最近制造厂又推出双泵内压流程，即根据用户对高压氧气、高压氮气的要求，分别用液氧泵、液氮泵在冷箱内压缩、气化后输出，其投资省、维修费用低、安全可靠性高。世界上大型空分设备制造厂比较著名的有德国林德公司（Linde）、美国空气产品和化学品公司（APCI）、法国空气液化公司（AirLiquide）等。法液空的分子筛是立式双层环形床结构，其余两家是卧式双层扁平床。冷箱内管道、容器材料一般都用铝合金，法液空是用不锈钢（板翅式换热器除外）。各公司对精馏塔的研究大多数致力于其结构、效率以及气液流向等方面，以减小塔径，降低塔高。过去精馏塔板多采用筛板塔，现开发了金属规整填料塔。我国的空分制造厂与上述拥有世界一流技术的空分设备公司都建立了长期的技术合作关系，通过消化吸收，拥有自主知识产权，能合作制造大型空分设备。4.1.2工艺技术方案的比较和选择从能耗上看，相同制氧能力空分装置，采用内压缩流程和外压缩流程的实际功耗相近。因为，尽管内增压流程使用了增压机来提供系统的部分制冷量，理论上要多消耗约3%的压缩功；但是增压机的效率比氧压机高，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，尽管外增压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，国内用户使用的氧压机(包括进口氧压机)有多台次发生过燃烧事故，而内增压流程从未出现过类似事故。从投资上看，两种流程相接近，内增压流程稍低一些。此外，使用液氧泵的内增压流程比使用氧压机的外增压流程操作、管理更为方便，维修工作量少，占地也少。因此，本研究推荐内压缩流程。本项目的煤气化装置采用并联运行，为了便于煤气化装置的运行和管理，并尽量节约投资，采用6系列45000Nm3/h空分装置并联运行的方式。4.1.3工艺流程说明从大气吸入的空气经空气过滤器滤去灰尘与杂质后，入空气压缩机加压至0.6MPa（A），然后进入空气冷却塔。空气在空冷塔下段，被循环冷却水逆流接触而降温。然后通过上段与经污氮及冷水机组冷却的冷冻水逆流接触，降温至12℃入分子筛吸附器，清除空气中的水份、二氧化碳和碳氢化合物。净化空气分成二股：一股直接进入冷箱经主换热器被冷却至接近露点，入精馏塔下塔进行预分离，另一股导入空气增压机。从增压机的中间级抽出一股空气进入膨胀机进行绝热膨胀制冷，然后导入下塔，补充装置运行所需的冷量；其余的从增压机的最终级压出，在高压换热器中与高压液氧（一部分与高压液氮）换热而液化，然后节流降压，节流后的气体并入下塔，液体空气直接导往上塔分离或一部分先入下塔预分离。从主冷凝蒸发器抽出液氧，复热气化后出冷箱，作为产品氧气送煤气化装置。从主冷凝蒸发器抽出液氮，复热气化后出冷箱，作为产品氮气送煤气化装置。由下塔顶部抽出0.5MPa（G）纯氮气，经主换热器复热后出冷箱，作为低压产品氮气供全厂用户。上塔上部引出的不纯氮气，经换热器复热后出冷箱。由于其干燥无水，除作为分子筛再生用氮外，入水冷却塔，能使一部分水汽化从而使循环冷却水得到冷却。4.2煤气化装置目前国内外开发的煤气化技术有多种，其中大型工业化有代表性的工艺技术有：以鲁奇为代表的固定床，以温克勒、灰熔聚为代表的流化床、以Texaco为代表的湿法气流床和以shell和GSP为代表的干法气流床工艺技术等。4.2.1工艺技术方案的比较与选择（1）德士古(Texaco)水煤浆气化工艺Texaco水煤浆气化工艺为第二代先进煤气化技术。美国Texaco公司很早就开发了以天然气和重油为原料生产合成气技术，经多年研究以后，推出了水煤浆气化工艺。该工艺采用水煤浆进料、液态排渣、在气流床中加压气化，水煤浆与纯氧在高温高压下反应生成煤气。国内引进的渭河、鲁南、上海焦化、淮南四套装置，现均已投运，Texaco水煤浆气化工艺具有如下特点：对煤种有一定适应性，除了含水高的褐煤以外，各种烟煤、石油焦、煤加氢液化残渣均可作为气化原料，以年轻烟煤为主，对煤的粒度、粘结性、硫含量没有严格要求；气化压力高。工业装置使用压力在2.8～6.5MPa之间，可根据使用煤气的用途加以选择；气化技术成熟。制备的水煤浆可用隔膜泵来输送，操作安全又便于计量控制。气化炉为专门设计的热壁炉，为维持1350～1400℃温度下反应，燃烧室内由多层特种耐火砖砌筑。热回收有激冷和废锅两种类型，可以煤气用途加以选择；对环境影响较小。气化过程不产生焦油、萘、酚等污染物，故废水治理简单，易达到排放指标。高温排出的融渣，冷却固化后可用于建筑材料，填埋时对环境也无影响。（2）Shell干粉煤加压气化工艺Shell煤气化工艺属干法气流床气化工艺，其以干煤粉进料，纯氧作气化剂，液态排渣。干煤粉由少量的氮气（或二氧化碳）吹入气化炉，该炉型对煤粉的粒度有一定要求（75%通过200目），煤粉需要经热风干燥（含水小于2%），以免粉煤结团，尤其对含水量高的煤种更需要干燥。气化火焰中心温度随煤种不同约在1600～2200℃之间，出炉煤气温度约为1400～1700℃。产生的高温煤气夹带的细灰尚有一定的黏结性，所以出炉时需与一部分冷却后的循环煤气混合，将其激冷至900℃左右后再导入废热锅炉，产生高压过热蒸汽。干煤气中的有效成分CO＋H2可高达90％以上，甲烷含量很低。煤中约有83％以上的热能转化为有效气，大约有15％左右的热能以高压蒸汽的形式回收。加压气流床粉煤气化（Shell炉）是20世纪末实现工业化的新型煤气化技术，是21世纪煤炭气化的主要发展途径之一。其特点是：·对煤种适应广，可使任何煤种完全转化；·由于采用高温加压气化，因此其热效率很高；·由于是加压操作，所以设备单位容积产气能力提高；·由于气化在高温下进行，且原料粒度很小，影响环境的副产物很少；（3）GSP干煤粉气化工艺GSP工艺是一种气流床加压气化工艺（属第二代气化工艺），可以使用固体（干煤粉或垃圾）、液体（焦油等）、气体（天然气等）为原料，原则上可以处理各种各样的煤和废物，气化温度为1400～1600℃（当煤灰熔点T3>1400℃需加助熔剂），气化压力通常为2.5～3.0MPa，负荷变化为75～110%，碳转化率～99%，液态排渣，渣中含碳～1%，粗煤气中有效气含量～90%，冷煤气效率为78～85%，单炉开工率90～95%。目前正在开发400MW的气化炉（投煤量约2000吨）。该工艺的主要特点是：干煤粉进料，加压二氧化碳输送，连续性好，煤种适应性广，可以处理各种含灰燃料1～35%；气化温度约1400～1600℃，气化压力～3.0MPa，碳转化率高达99%以上；产品气体洁净，甲烷含量极低，煤气中有效气体(CO+H2)～90%。氧耗低，与水煤浆气化相比，氧耗低10～15%，因而配套的空分装置投资可相应减少。上述三种工艺的优点是气化效率高，煤种适应性广，但是主要用在化肥或煤制甲醇、二甲醚工程，合成气中甲烷量极少，增加了变换和甲烷化装置投资，耗氧和能耗高。根据本工程的特点，煤气化工艺宜选用Lurgi加压气化工艺。4.2.2鲁奇加压气化工艺该工艺是一种固定层块煤气化工艺，主要用于气化褐煤、不粘结性或弱粘结性的煤，采用粒度为8-50mm，活性好不粘结的烟煤或褐煤为原料，在固定床中用氧与蒸汽连续气化生产煤气。气化压力3.0MPa，温度在900～1050℃之间，采用固态排渣方式运行。煤气中约含65%（CO+H2）、9%的CH4，并含C2、焦油等。因此，Lurgi工艺适宜于城市煤气或煤制天然气的生产。工艺特点如下：(1)煤制备输送简单、投资省。煤制备只需简单的筛分，重力供料。与同规模干粉煤、水煤浆气流床气化相比，电耗仅是Shell气化的1/25、Texaco水煤浆气化的1/13，投资仅为Shell、Texaco煤气化的1/3。(2)固定床煤气化过程生成大量甲烷，其甲烷热值占煤气热值的40%，焦油约占10%，只需占煤气热值50%的CO、H2合成甲烷。而其他气化工艺生产的合成气，CO+H2高达90%、甲烷0.1%，与此相比，该气化工艺的甲烷化装置负荷大大减小，所以，投资省、消耗低。(3)固定床气化过程生成大量甲烷，在炉内放出大量热供气化用，因此降低了氧的消耗，与气流床气化相比，用高挥发分煤，该气化工艺氧耗仅为气流床气化的1/3，即空分装置能力仅为气流床气化的1/3因此投资大大节省、成本大大降低。(4)固定床气化为逆流床气化过程，炉内有一个煤的干燥层，进干燥层温度取决于煤的活性，一般在600℃～800℃。由于炉内固体物料向下移动，气体自下向上，物流类似一个热交换器进行热的充分回收,所以气化热效率是各类气化最高的(包括副产品)。因此，该技术较适合高水分、较高灰分的劣质煤。鲁奇炉主要由夹套锅炉、煤分布器及搅拌器、炉篦及传动装置、煤锁及灰锁四个部分组成。4.2.3工艺流程说明粒度为4～5mm的原料煤加入煤斗，压力为3.7MPa的过热蒸汽与纯度为88～92%的氧气混合后，由气化炉下部进入燃料层，在3MPa左右下进行气化反应生成650～700℃的粗煤气，粗煤气进入洗涤冷却器直接冷却到204℃，除去灰尘、焦油、酚和氨等杂质，然后进入废热锅炉，温度降为180℃，同时副产0.55MPa的饱和蒸汽，气液分离后的粗煤气送往变换工序。洗涤后的煤气水与煤气冷却液汇于废热锅炉底部积水槽中，大部分用泵送至洗涤冷却器循环使用，多余部分排至煤气水分离装置。气化炉壁设置有夹套锅炉，产生的中压蒸汽经气液分离后作为气化剂通入炉内，煤气化后的残渣含碳量小于5%，由炉篦排入灰锁，再间歇的排入灰渣沟，用循环的灰水将灰渣充至灰渣池经抓斗捞出装车外运。该装置有以下特点：（1）气化后灰渣采用水力排渣法充灰，操作环境优于其他排渣方法。（2）夹套水由补充锅炉水通过引射进行循环，避免了由于夹套水循环不畅造成的夹套鼓包。（3）采用变频惦记驱动炉篦易于调节，减少了泄压设备频繁故障造成的停车。4.3一氧化碳变换装置由于合成气中的CO含量较高，不符合甲烷化要求的H2与CO体积比，因此必须通过变换反应调整。以煤为原料生产天然气的变换工艺选择关键在于催化剂的选择。4.3.1变换工艺选择变换工艺流程主要根据原料种类、工艺指标要求、催化剂特性和热能的利用等综合考虑。首先，应根据原料气中CO含量高低来确定，CO含量高英采用中温变换，这是因为中温变换催化剂操作温度范围较宽，活性温度高，反应速率快，而且价廉易得，使用寿命长。其次，根据进入系统的原料气温度和湿含量，考虑其他的预热和增湿，合理利用余热。再次，将CO变换和脱除残余CO的方法结合考虑。如果允许CO残余量较高，则仅用中变即可，否则采用中变与低变串联，以降低变换气中CO量。（1）加压中温变换流程中温变换工艺早期采用常压，经节能改造，现在大都采用加压变换。加压中温变换工艺的主要特点是：采用低温高活性的中变催化剂，降低了工艺对过量蒸汽的要求；采用段间喷水冷激降温，减少了系统的热负荷和阻力，减小外供蒸汽流量；采用电炉升温，改变了燃烧炉升温方法，操作简单、省时、节能。（2）中温变换串低温变换了流程中温变换串低温流程是中变炉串一个低变炉，也称中串低。在原中变炉的后面串上一个低变炉，中变炉为冷激可直接串在主换热器后，中变炉为中间换热则在主换热器后配置一个调温水加热器，再串上低变炉。该法处理简单可随时进行，热量回收采用饱和热水塔。（3）全低变工艺流程为解决中串低或中低低流程中铁铬系中变催化剂在低汽气比下的过度还原及硫中毒，开发了全部使用耐硫变换催化剂的全低变工艺，各段进口温度均为200℃左右。在相同操作条件和工况下，其设备能力和节能效果都比中串低、中低低好。全低变流程采用宽温区的钴钼系耐硫中变催化剂进行CO变换。全低变流程的优点是：变换系统在较低的温度范围内操作，有利于提高CO平衡变换率，因为变换炉入口温度及床层内的热点温度均比中变炉入口温度及床层内的热点温度低100～200℃；降低了蒸汽消耗；催化剂用量减少一半，使床层阻力下降。（4）中低低工艺流程该流程是在一段铁铬系中温变换催化剂后直接串二段钴钼系耐硫变换催化剂，利用中温变换的高温来提高反应速率，脱除有毒杂质，利用两端低温变换提高变换率，实现节能降耗。这样充分发挥了中变和低变催化剂的特点，阻力小、操作方便。该工程采用耐硫耐油全低变换工艺。4.3.2工艺流程说明180℃的合成气首先进入变换炉一段，经一段催化剂层反应，温度升至350℃左右引出，在段间换热器中与热水换热，降温后进入二段催化剂层反应，反应后的其它在主换热器与合成气进气换热，并经水加热器降温后进入三段催化剂床层，反应后气体中CO含量降至1～1.5%离开变换炉。变换气经水加热器回收热量后进入冷凝器冷却至常温。4.4酸性气体脱除装置以煤为原料气化的合成气含有大量的硫化氢、有机硫、二氧化碳等杂质。在甲烷化时，硫化物对催化剂的毒害是积累的。当催化剂吸收了0.5%（占催化剂质量分数）的硫时，会完全丧失活性；二氧化碳甲烷化时会比一氧化碳消耗更多的氢气，因此必须除去。4.4.1酸性气体流程选择从目前国内外大型煤基天然气装置所采用的脱除酸性气体的工艺来看，低温甲醇洗(Rectisol)和NHD(或Selexol)工艺较为常见。低温甲醇洗(Rectisol)工艺是采用冷甲醇作为溶剂脱除酸性气体的物理吸收方法，是由德国林德公司和鲁奇公司联合开发的一种有效的气体净化工艺。该技术成熟可靠，可将H2S脱至小于0.1ppm。而且溶剂循环量小，溶剂价格便宜，能耗和操作费用较低。该法缺点是在低温下操作，要求采用低温材料，投资较高。NHD(或Selexol)亦属物理吸收，对CO2、H2S等均有较强的吸收能力，但只能将H2S脱至小于1ppm，对COS吸收能力较差，需另加有机硫水解和精脱硫装置。为使脱碳尾气符合环保排放要求，须将脱硫和脱碳分开，流程复杂。另外其溶剂吸收能力比甲醇低，因而溶剂循环量大，充填量大，且溶剂价格昂贵，操作费用较高。该法的优点在非低温下操作，可采用普通碳钢材料，投资较低。本项目酸性气体脱除采用低温甲醇洗工艺。4.4.2工艺流程说明在合成气净化中，有两种典型的低温甲醇洗流程，即两步法和一步法。两步法用于变换使用不耐硫催化剂的场合，在变换之前必须先脱硫，变换之后再脱CO2，因此形成前后两步：第一吸收塔主要进行脱硫，第二吸收塔主要进行脱碳。一步法即同时脱除合成气中的硫化氢和二氧化碳的流程。本项目采用一步法流程，主要包括进料气的预冷、H2S/CO2的脱除、富液的膨胀闪蒸、H2S的浓缩、合成气的加热、甲醇的再生、甲醇-水分离等过程，流程说明如下：由变换工序来的原料气温度为40℃左右，向原料气中喷入少量甲醇，然后经换热器被冷却到-9℃，在水分离器中分离出甲醇水溶液，由洗涤塔底部进入塔内。洗涤塔分为上塔河下塔两部分，上塔又分为上、中、下三段。贫甲醇溶液经水冷器、冷却器冷却到-57℃，进入洗涤塔上塔的上段与塔内上升的气体逆流接触，气体中残存的H2S和CO2被吸收，净化后的气体进入甲烷化工序。溶液吸收酸性气体后，熔解热使上段甲醇温度升高到-20℃，经中间冷却器冷却至-40℃进入上塔的中段，再经冷却降温后送至上塔的下端。大部分的CO2在上塔的中段和下段被吸收，因此中段和下段由被称为吸收段。下段吸收后的溶液分为两路，一路去膨胀闪蒸，另一路进入下塔。下塔主要用来脱硫，由于H2S的溶解度大于CO2的溶解度，硫组分含量也低于CO2，因此只需一部分甲醇液进入下塔吸收H2S和COS。上塔底部排出的甲醇溶液为-11℃，其中约51%经冷却至-32℃，减压至2.3MPa后进入第二闪蒸槽，逸出氢和少量的二氧化碳；其余约49%的甲醇溶液从下塔底部排出，经冷却至-32℃，减压至2.3MPa后进入第一闪蒸槽，解吸出氢和少量的二氧化碳。来自第二闪蒸槽的甲醇溶液送至CO2解吸塔顶部，解吸出大部分CO2；来自第一闪蒸槽的甲醇溶液，降压至0.23MPa，送至CO2解吸塔中部，解吸出CO2和H2S。其中H2S被上段来的甲醇溶液吸收。甲醇溶液减压后进入H2S浓缩塔，H2S在气提氮气和塔顶回流的作用下得到回收。在再生塔内甲醇中溶解的CO2和H2S完全解吸出来，经冷却器和氨冷器降温至-27℃，使甲醇蒸汽冷凝下来并进行气液分离。分离出的气体中H2S和COS的含量为27%左右，经冷却换热后进入硫磺回收工序。4.5甲烷化装置甲烷化是在催化剂的作用下，CO、CO2与H2反应生成甲烷。上述反应是强放热反应，在较低温度下，平衡常数很大。一氧化碳、二氧化碳加氢生成甲烷的反应：C0+3H2→CH4+H2O+QC0+4H2→CH4+2H2O+Q由于甲烷化是体积减小的反应，提高压力对反应有利。压力提高，反应物组份分压提高，可以加快反应速度，甲烷化反应压力控制在1.0～2.7MPa。虽然提高温度也可以提高甲烷化反应速度，由于反应是强放热反应，温度太高对化学平衡不利。当温度超过500℃时，反应平衡常数迅速减小。甲烷化反应温度通常控制在200～400℃之间。中热值煤气甲烷化后，可将煤气中有毒的CO气体组分转化为无毒的CH4气体,不仅在燃用时更加安全可靠，而且可成倍地提高煤气热值，相应提高了长输管道和城市输配管网的输气能力，节约了制气和输气成本。工艺流程如下：粗煤气经煤气水冷却、煤气净化工序后，脱除其中的CO2、H2S组分，剩余的H2、CO气体组分部分进入串联为三级的甲烷化反应器中，在镍系列催化剂的存在下，进行甲烷化合成反应。进入第一、二级甲烷化反应器煤气反应后的温升为500～600℃。用热交换器、废热锅炉回收其反应热,副产饱和蒸气后,煤气温度降为约200℃,再进入第三级甲烷化反应器反应。用热交换器再次取走反应热,并在工艺上采取措施控制其甲烷化反应速度,防止甲烷化反应器产生积碳现象。第三级甲烷化反应器出口的甲烷化煤气其CH4的组分约95%,热值与天然气大致相当,二者可用长输管道并网对接。中热值煤气甲烷化反应是强放热反应,资料显示1Nm3的CO气体甲烷化,约可放出92MJ的热量,1Nm3的1%的CO气体甲烷化的绝热反应温升约72℃。因此,回收中热值煤气的甲烷化反应中反应热的热交换设备是极其重要的。4.6酚、氨回收装置鲁奇加压气化由于气化温度所限，煤气中含有焦油、酚等物质，这些物质的存在会造成设备堵塞、催化剂失活影响后序生产，同时，这些物质也是宝贵的化工原料，所以要将其回收利用。4.6.1工艺流程选择碎煤加压气化废水中总酚（单元酚与多元酚的总和）含量因气化原料煤种的不同而差异较大，气化煤种越年轻，其废水中总酚量越高。酚回收的工艺、流程选择主要根据废水中总酚含量而定。据有关资料介绍及相关工艺装置经验，当中总酚含量大于2000mg/L时，采用溶剂萃取法对酚加以回收，有一定的经济性；当废水中总酚含量小于2000mg/L时，用溶剂萃取回收难度较大，一般采用活性炭吸附、焚烧、再生进行处理，以满足生化处理装置的要求。由于本项目煤种较年轻，故采用溶剂萃取脱酚。煤加压气化废水的氨大部分以游离氨的形态存在，一般占90%以上，其它以固定氨形态存在。所以废水中的氨的回收一般以蒸汽汽提精馏为主。从废水中汽提回收氨一般有两种方法：①直接从脱除酸性气体后的水中汽提氨，该方法用于废水中酚含量较低，脱酚过程对氨不产生影响的流程。②废水经萃取脱酚后，在精馏回收废水中萃取剂的过程中取出氨含量较高的馏分再进行汽提氨，该方法用于废水中酚含量较高，采用溶剂萃取脱酚的流程。本项目采用第二种方法。4.6.2工艺流程说明由煤气水分离装置来的煤气水，先经脱酸塔去除CO2、H2S等后进入萃取塔，在萃取塔内酚水与二异丙基醚逆流接触,使酚均匀分散最大限度地溶解于醚中，萃取了酚的大部分醚与水靠比重分离，醚酚混合物从塔顶引出送往酚塔进行蒸馏分离，得到粗酚及醚,醚再返回萃取塔循环使用。萃取塔底部含少量酚和氨的稀酚水进入水塔，由水塔底部再沸器加热至105℃,在第12、13块塔盘、95～98℃时将氨蒸出，氨水被洗涤吸收后送到氨回收装置。蒸汽继续上升至塔顶，65℃时水中的少量醚被蒸出。塔底含少量酚氨的工艺污水送至生化处理装置处理。氨回收工艺主要包括三个步骤：汽提、提纯、精馏。含氨废水预热到85℃进入汽提塔上部，汽提塔釜液用低压蒸汽间接加热，对氨进行汽提，经汽提后的塔釜废水冷却后送往生化处理，汽提出的氨蒸汽由塔顶引出经冷却部分冷凝后，氨水回流到汽提塔，氨气进入提纯塔。该塔由三部分组成：上提纯段、中部吸收反应段、下部剩余氨汽提段。少量酸性气体在塔中分离，以NH3-CO2-H2O的形式从塔底排出，返回酚回收的脱酸气塔进行酸性气脱除，提纯塔顶部净化后的氨气进入吸收塔中被水吸收成为25%的氨水。一部分氨水作为提纯塔的回流液，其余氨水经泵加压并加热至130℃后送至氨精馏塔。氨精馏塔顶气氨（纯度达99.9%）进入氨冷凝器中被冷凝，一部分作为氨精馏塔的回流液，其余作为产品液氨送至氨储槽中。4.7焦油、石脑油回收装置鲁奇加压气化是在3.1MPa的压力下，用3.8MPa的蒸汽和99%的氧气作为气化剂，气化5～50mm的块煤制得粗煤气，在气化过程中，煤中的轻质组分转化为焦油、酚、氨等物质与煤气同时产生，在煤气的洗涤、冷却、净化过程中，大部分变为液态进入煤气水中。鲁奇碎煤加压气化为固定床气化，炉顶操作温度低，煤气中含有较多的焦油、酚等有机物。由气化装置来的含尘煤气水与煤气冷却装置来的含焦油煤气水混合，经换热后进入含尘煤气水膨胀器，膨胀出的气体去硫回收装置，煤气水靠重力进入初焦油分离器分离出含尘焦油和纯焦油。由煤气冷却装置来的含油煤气水和煤气净化装置来的煤气水，经换热后进入煤气水膨胀器，膨胀出的气体去硫回收装置，煤气水靠重力流入油分离器,分离出石脑油。分离了焦油和石脑油的煤气水混合后进入最终油分离器，经过焦炭滤框、斜板沉淀后，再通过双介质过滤器进一步除去悬浮固体、焦油和油后，进入煤气水贮槽，送酚氨回收装置进一步处理。4.8硫回收装置来自低温甲醇洗和煤气水膨胀器的酸性气进气液分离罐分离出夹带的液体后，气体经控制阀调节分别进入H2S锅炉和克劳斯反应器一段。酸性气在H2S锅炉内和来自罗茨鼓凤机的空气进行燃烧反应生成SO2。对于燃烧反应中空气流量的控制，是同时通过进口酸性气的H2S成分分析和最终冷凝器出口尾气中的H2S成分分析来实现，并且相应地比例控制燃料气的流量。部分酸性气经燃烧反应后成为含SO2的气体，与来自造气车间的含H2S的气体一起进入克劳斯反应器一段进行催化反应生成气态硫磺。一段反应后的酸性气通过H2S锅炉内的换热器冷却，冷却产生的液相硫磺自流至液封槽。气体则通过第一酸气加热器的中压蒸汽间壁予热，加热后的气体进入克劳斯反应器二段内再进行催化反应生成气态硫磺，气体再经过H2S锅炉内的换热器冷却，冷却产生的液体硫磺去液封槽，气体则通过第二酸气加热器的中压蒸汽予热，加热后的气体进入克劳斯反应器三段内进行催化反应，反应完成后的尾气经最终冷凝器冷却后进入尾气碱洗处理系统，在最终冷凝器冷凝下来的液相硫磺自流至液封槽。反应产物硫磺经液封流入硫磺池，再经硫磺泵送至硫固化冷却器冷却成固体硫磺。反应后的尾气由于不能达标排放，需要经过尾气碱洗处理。尾气洗涤采用两级洗涤，分别通过文丘里洗涤器Ⅰ、文丘里洗涤器Ⅱ实现。洗涤后的尾气经废气分离器分离出夹带的液体后至烟囱高空排放。洗涤液采用NaOH溶液，由文丘里循环泵循环喷淋。洗涤液的PH值是通过PH值分析来控制补充的碱液量，补充的碱液通过碱液补充泵提供。4.9天然气贮存和压缩装置经过冷却和分离出冷凝液的甲烷气进入储气罐，然后通过压缩机加压向外输送。储气罐的作用实现是使甲烷中的冷凝液充分析出，减少管道阻力和腐蚀，另外作为生产过程的缓冲手段，调节系统压力。压缩机可选用往复式或离心式。目前，往复式压缩机的最大功率可达10000kW，效率为86％～90％。离心式压缩机的最大功率已超过25000kW，输气量可达300～400万m3／h，效率为80％～84％。由于大型输气管道普遍向大排量、高扬程发展，因而离心式压缩机正逐渐取代往复式压缩机的主导地位。本项目采用离心式压缩机。

5设备方案5.1概述本项目的设备设计包括：煤气化、甲烷化、硫回收、空分、冷冻站等装置中的容器、换热器、塔器、工业炉等非标设备设计。装置中的主要工艺介质有碎煤、煤气、变换气、天然气、工艺冷凝液、焦油、石脑油、粗酚、氨气、硫磺等，其中煤气、变换气、天然气、焦油、石脑油、氨气为爆炸危险介质，粗酚为有毒介质。国内设计水平和经验及设备制造、加工能力，可以满足本项目的大部分设备设计和制造要求。装置的大型化导致超大型设备的出现，运输困难问题比较突出，根据类似项目经验，可考虑在现场设置大型设备组装厂，设备分段、分片运至工程现场进行组装。5.2设计依据本项目化工设备的设计主要依据为：项目的工程设计规定；各装置化工设备的工艺条件；采用国外专利技术的，专利商提供的工艺包或基础设计；引进的关键设备或关键设备内件的设备设计条件、图纸、标准、规定和设计说明等。5.3设计标准、规范非标设备部分设计、制造、检验及验收主要应遵守下列标准、规范、规程及规定：《压力容器安全技术监察规程》 （1999年版）《钢制压力容器》 （GB150-1998）《管壳式换热器》 （GB151-1999）《钢制塔式容器》 （JB4710-92）《钢制焊接常压容器》 （JB/T4735-1997）《钢制球形储罐》 （GB12337-1998）《钢制压力容器焊接规程》 （JB/T4709-2000）《钢制压力容器焊接工艺评定》 （JB4708-2000）《钢制压力容器产品焊接试板的力学性能检验》 （JB4744-2000）《压力容器无损检测》 （JB4730-1994）《压力容器用钢锻件》 (JB4726~28-2000）《压力容器中化学介质毒性危害和爆炸危险程度分类》 （HG20660-2000）《钢制化工容器设计基础规定》 （HG20580-1998）《钢制化工容器材料选用规定》 （HG20581-1998）《钢制化工容器强度计算规定》 （HG20582-1998）《钢制化工容器结构设计规定》 （HG20583-1998）《钢制化工容器制造技术要求》 （HG20584-1998）《钢制低温压力容器技术规定》 （HG20585-1998）《机械搅拌设备》 （HG/T25569-94）《钢制压力容器分析设计标准》 （JB4732-1995）《压力容器法兰》 （TB/T4700~07-2000）《钢制管法兰、垫片、紧固件》 （HG20592~20635-97）《碳素钢、低合金钢制人孔、手孔》 (HG21514~21535-95)《不锈钢人、手孔》（HG21594~21604-1999）《钢制压力容器用封头》 （TB/T4746-2002）工业炉设计、制造、检验及验收主要还应遵守下列标准、规范、规程及规定：《化学工业炉受压组件强度计算设计规定》 （HG/T20589-96）《化学工业炉燃料燃烧计算设计规定》 （HGJ39-90）《化学工业炉结构设计规定》 （HG20541-92）《化学工业炉耐火、隔热材料设计选用规定》 （HGJ40-90）《化学工业炉金属材料设计选用规定》 （HGJ41-90） 《石油化工工程高温管道焊接规程》 （SH3523-92）《化学工业炉砌筑技术条件》 （HG20543-92）《工业炉砌筑工程质量检验评定标准》 （GB50309-92）《化学工业炉结构安装技术条件》 （HG20544-92）《化学工业炉受压元件制造技术条件》 （HG20545-92）当上述标准、规范、规程及规定之间有抵触时，一般应按要求严者执行，或按设计图样及设计技术要求的规定执行。5.4非标设备主要设计原则工程中非标设备的设计、制造在充分考虑技术的安全性、可靠性与经济性的基础上，应尽量立足于国内，国内制造加工使用尚不成熟的设备和材料采用引进。遵循的标准、规范见5.3节，总体原则为按国内的法规标准规范进行设计，在国内无相应的标准规范时，参考国际通用标准规范进行设计。压力容器产品设计、制造应符合相应最新的国家标准、行业标准或企业标准的要求。进口压力容器的国外制造企业必须取得中国国家质量监督检验检疫总局颁发的安全质量许可证书。进口压力容器应按《进出口压力容器安全性能监督管理办法》进行安全性能的监督检查。设备材料的选用应从容器的使用条件（设计温度、设计压力、介质腐蚀性和操作特点等），材料的焊接性能、容器的制造工艺性能、以及经济合理性等几个方面来综合进行考虑，优先采用国产、质量稳定、便于加工、经济合理的材料，使设计制造的设备安全可靠、投资较低。5.5关键设备设计、材料的选择原则设备主要元件材料主要按照工艺条件及专利商文件确定，设备专业对其进行确认。材料的选择必须符合GB150-1998《钢制压力容器》、HG20581-1998《钢制化工容器材料选用规定》和SH3075-95《石油化工钢制压力容器材料选用标准》的有关规定。容器的材料应根据其压力、温度、介质特性以及环境条件等来选择，既要考虑材料的可靠性，同时又要考虑其经济合理性。5.5.1主要设备一览表表5―1主要设备一览表序号设备名称规格及型号单位数量备注1空压机/增压机蒸汽透平台62氮压机蒸汽透平台63空冷塔套64纯化系统套65透平膨胀机组台126分馏塔台67液氧泵台128液氮泵台129制氩系统套610液氩泵台1211低变炉φ3400×4400台1212饱和热水塔台613热水洗涤塔台614变脱塔台615变脱泵台1216热水洗涤泵台1217热水循环泵台1218变换气分离器台619煤气水分离器台620变换气水冷器台621脱热水预热器台622段间冷却器台623煤气换热器台1624电加热器台625煤气冷却器台626第一水加热器台627第二水加热器台628增湿器台629蒸汽喷射器台330甲醇洗涤塔浮阀塔φ2050/2600×63000t=-70/50℃P=5.8MPa台331二氧化碳汽提塔浮阀塔φ2050/5000×63000t=-70/50℃P=0.4MPa台332硫化氢浓缩塔浮阀塔φ3100/4900×63000t=-70/50℃P=0.3MPa台333甲醇/水分离塔筛板塔φ1000/2800×63000t=170℃P=0.4MPa台334甲醇再生塔浮阀塔φ2100/2700t=120/170℃P=0.4MPa台335原料气冷却塔缠绕式F=1750m2台336循环甲醇冷却塔缠绕式F=1550m2台337贫甲醇冷却器1#缠绕式F=120m2台338贫甲醇泵离心式Q=290m3/h台6+339硫化氢锅炉F=95m2，t=190℃,P=0.8MPa台340硫磺切片机Q=800kg/h台341硫固化冷却器台342硫磺池台343硫磺泵台644分离器台345克劳斯反应器台346罗茨鼓风机台347冷凝器台48脱酸塔台349萃取塔台350蒸氨塔台351精馏塔台352储气罐台253天然气压缩机台254焦油槽V=5000m3台455粗酚槽V=2000m3台156液氨槽V=2000m3台157中油槽V=2000m3台2

6自控方案6.1概述本项目为海菲泰投资控股集团煤制天然气项目可行性研究，研究范围包括空分装置、煤气化装置、变换装置、硫回收装置、甲烷化装置、压缩装置以及与工艺生产装置相配套的公用工程部分的仪表及控制系统。6.2控制方式本着“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、工艺操作要求，并参考国内外类似装置的自动化水平，本项目采用中央控制室和区域控制室集中监视和控制的控制方式，对各生产装置实施岗位集中监视和控制。设置全厂中央控制室作为全厂控制及信息和生产调度中心，配置上位管理计算机系统，主要用于对主要工艺装置的重要工艺过程参数进行监视。控制室配置DCS控制系统对正常生产过程中工艺生产装置以及公用工程部分的过程参数进行调节、记录、显示、报警等。DCS系统与上位管理计算机系统采用高速以太网通讯。主要工艺装置和辅助生产设施（罐区）设置装置控制室，用于装置开车过程中对所对应工艺装置的工艺过程参数进行调节、记录、显示、报警等，并对转动设备进行监视。正常操作和监控在DCS中实现，安全联锁保护由ESD实现，压缩机组的安全保护由ITCC实现。ESD、ITCC均能与DCS通讯，停车联锁状态由DCS及辅助操作台监视。以确保设备和人身安全，使工艺装置实现高效、连续、可靠地运行。DCS控制系统与中央控制室DCS系统采用冗余光纤通讯。全厂各装置开车成功转入正常生产阶段后，装置控制室的主要监控功能将由中央控制室来完成，操作人员将主要在中央控制室对全厂的生产装置及公用工程部分进行监控，装置控制室仅保留少量操作人员对相应装置进行巡检监控。公用工程设置岗位控制室。采用小型工业计算机控制系统对工艺过程进行集中监视和控制。计算机控制系统配备操作员站，计算机控制系统与中央控制室DCS系统采用冗余光纤通讯。6.2.1主要控制方案（1）常规控制本研究采用的控制方案以P.I.D单参数控制为主，辅之以少量串级、分程等复杂控制。（2）紧急停车和安全联锁本研究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。重要的现场安全联锁信号发讯仪表至少为双重化设置。（3）信号报警主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。公用工程的各工艺参数越限报警采用小型工业计算机控制系统实现。所有的报警信息(过程报警、系统报警)在系统配备的操作站上实现实现声光报警，并通过打印机输出。采用独立设置的报警器盘实现可燃及毒性气体泄漏报警。报警盘布置在装置控制室内，可与DCS系统通讯。（4）防雷及浪涌保护由于本项目是大型生产装置，安全生产十分重要，因此，各系统考虑防雷及浪涌保护措施。6.2.2通讯网络全厂计算机通讯网络由全厂信息管理网（主网）和各主装置相对独立的过程控制网（子网）构成。信息管理网为以太网，过程控制网类别根据所采用DCS的网络类别确定。信息管理网和过程控制网通讯控制符合TCP/IP协议和IEEE802协议族的有关协议。信息管理网和过程控制网的操作系统为WindowsXP。6.2.3控制室设置本项目采用区域集中控制，拟设置中央控制室、装置控制室（空分装置、煤气化装置、变换装置、硫回收装置、甲烷化装置及罐区）及部分岗位控制室。为便于操作和管理，将每个控制区域中的DCS控制系统分为若干个操作站组，各操作站组的控制单元独立设置，以保证各生产装置在正常生产和开、停车过程中互不干扰，减少不必要的停车。（1）控制室基本要求控制室位于安全区域内，且处于装置全年主导风向的上风侧。中央控制室和主要生产装置的控制室内采用吊顶和防静电活动地板。公用工程部分的岗位控制室内采用吊顶和水磨石地面。所有控制室均考虑空调，并采取防火、防水、防尘、防雷等安全措施。（2）控制室基本组成中控室、装置控制室由操作室、机柜室、工程师站室、UPS室、空调机室、辅助仪表间等单元组成，原水净化、循环冷却水站、除盐水站、回用水处理站、污水处理站、冷冻站等岗位控制室为单间控制室。其它随生产装置成套提供的控制系统亦将分别设置在各自的装置内。6.3安全和保护措施为保证操作人员和生产装置的安全，采取以下必要的安全技术措施：所有控制