年处理气量45107Nm3 32万吨项目可行性投资申请报告计划书.docx
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年处理气量45107Nm332万吨项目可行性投资申请报告计划书
45×107Nm3/年天然气液化项目
项目建议书
二0一二年八月
第一章总论
第一节编制依据和原则
一、编制依据
天然气气源来自中石油管输天然气，拟建装置的年处理气量45×107Nm3（32万吨）。
二、编制原则
1、采用先进的天然气液化工艺技术，充分利用丰富的天然气资源，改善能源消费结构，大力推广洁净能源的消费，节约投资,提高经济效益。
2、采用国内外先进可靠的天然气液化工艺技术，主要设备国内制造。
3、为使拟建装置安全可靠、容易操作和维护，将采用成熟的、可靠的预处理工艺技术进行设计，使得流程简单、操作灵活、安全可靠、易起动、易操作、维护方便。
第二节项目背景
由于近年来石油价格居高不下，加之国家对环境保护力度的加大以及LNG的供应能力不足，不能满足发展要求。
第三节投资意义
随着中国经济快速发展，对于能源的依赖越来越严重，能源的供需矛盾越来越突出。
2007年我国能源消费总量占世界能源消费总量的15%，位居世界第二。
目前，天然气消费在世界能源消费结构的比重已达到45%，成为仅次于石油的第二大能源。
在能源消费大国中，我国能源消费总量中煤炭的比重最高，是全球平均水平的3倍，而天然气的比重最低，仅占总量的3%，只是全球平均水平的7%。
随着国家对于环境治理的重视，煤炭作为高排放能源，其使用已经受到许多限制。
天然气作为清洁能源开始逐步取代煤炭甚至燃料油。
根据全国能源发展总体纲要，我国的能源消耗结构中，天然气所占的比例要从2006年的3%上升到2010年的6%，相当于翻一番。
2008年我国天然气消费量已达到778亿立方米，而2010年天然气消费量为1100亿立方米，2020年需求量将达到2100亿立方米。
2010年底天我国天然气消费缺口近400亿立方米，2020年缺口将达600亿立方米。
近几年，国内经济发达地区对天然气需求更多,导致连续几年“气荒”，影响了工业发展和居民生活。
表1-1中国未来天然气的供需预测表 亿立方米
年份
保守预测
乐观预测
预测消费
预测产量
需求缺口
预测消费
预测产量
需求缺口
2015
1600
1200
400
2400
1600
800
2020
2100
1500
600
3550
2400
1150
管输天然气由于受到气源、地理、经济等条件的限制，已无法满足社会日益增长的用气需求。
如此巨大的天然气用量和天然气市场，仅靠管道输送是难以覆盖的。
经过液化处理的天然气LNG凭借其运输方式灵活、高效、经济等优势，市场规模不断扩大。
液化天然气的体积只有同量气体体积的1/625，因而其液化后，可降低贮存和运输成本。
以LNG的形式储存天然气几乎是唯一的经济有效的方法。
多年来天然气市场开发经验表明，天然气用户的特点是初期用户少、用户分散、用气量小，仅仅依赖天然气管网，很大程度上制约了天然气的规模化发展。
特别是对于那些地方经济发展迅速，但比较分散且地形复杂难以铺设管道的县级城市，采用液化天然气技术可以满足其对能源的迫切需要。
LNG单位体积的燃值相当于汽油的水平，可作为民用、发电和交通运输工具的燃料。
一辆49立方米LNG槽车每次可装运天然气2.9×104标准立方米，能满足1000辆汽车或56万户居民一天的用气量。
因此，发展储运方便、使用灵活的液化天然气，克服了管输天然气弊端，加快了天然气市场的建立。
天然气液化工厂用大容量槽车将ＬＮＧ运至天然气急需的地区或企业，将改变能源结构，改善环境质量，加大能源供给量，并提高自身盈利水平。
第四节项目范围
一、45×107Nm3（32万吨）液化天然气装置
第五节结论
一、主要技术经济指标
详见主要技术经济指标表。
二、结论
1、建设天然气液化装置可使天然气像汽油一样贮存及运输，解决了长距离输气管路投资大、建设周期长的难题。
2、本装置采用国内外先进的工艺技术，主要设备均由国内制造，这对于降低工程投资，提高经济效益是有利的。
3、目前石油及成品油价格居高不下，天然气销售市场良好。
4、本项目为环保型项目，其效益体现在液化天然气燃烧无硫及铅排放，是公认的清洁能源,故有经济效益,又有社会效益。
表1-2主要技术经济指标表
序号
项目
单位
数量
备注
（一）
装置规模
Nm3/a
45×107
液化天然气
（二）
主要原材料消耗
200000
1
天然气
Nm3/a
45×107
2
氮气
Nm3/a
20000
开车时置换用
（三）
商品量
1
液化天然气
Nm3/a
45×107
2
液化率
%
99.98
（四）
公用工程
1
电
kWh/d
2
循环水
m3/d
（五）
总图运输
1
工程占地
m2
2
运输量
t/d
（1）
运入量
（2）
运出量
t/d
（六）
工程总定员
人
（七）
工程建设期
月
60
立项并具备开工条件日起
（八）
主要经济指标
1
销售收入
108元/a
230
每年开工8400小时
2
税金及附加
108元/a
4.6
3
利润总额
108元/a
11.5
4
税后利润
108元/a
6.9
5
投资回收期
年
4
6
建设投资
万元
59850
7
流动资金
万元
23757
第二章市场分析和价格预测
第一节产品市场分析和价格预测
中国石油、中国石化和中国海油三大石油巨头，在我国沿海地区建设了多座大型LNG接收站，并在中国西部地区和海上气田建设了数座LNG液化工厂，以此布局全国市场。
尽管中国液化天然气工业起步比较晚，但近十年来，在LNG链上的每一环节都有所发展，尤其是近几年在某些环节上进展较大。
小型液化厂和卫星气站也得到了蓬勃发展。
我国从20世纪80年代就开始进行小型LNG装置的实践，第一台实现商业化的天然气液化装置于2001年在中原绿能高科建成，第一台事故调峰型液化装置于2000年在上海浦东建成。
在引进液化技术的同时，国内有关企业也开始注重自己开发天然气液化技术，并掌握了小型天然气液化技术。
随着国家产能政策调整、对环境治理力度的加大以及国产设备技术日臻成熟，LNG这一新兴能源必将蓬勃发展。
一、进口LNG接收项目
中国进口液化天然气项目于1995年正式启动，当时国家计委曾委托中国海洋石油总公司进行东南沿海LNG引进规划研究。
1996年12月，经过一年调研，中海油上报了《东南沿海地区利用LNG和项目规划报告》，为中国发展LNG产业奠定了基础。
2006年6月，广东液化天然气项目第一期工程正式投产，标志着中国规模化进口LNG时代的到来。
目前已建、在建和规划中LNG项目达13个，分布在广东、福建、上海、浙江、海南、江苏、辽宁等地。
如此多的LNG接收项目所面临的困境是，国际市场中现有的LNG产能几乎已尽数出售，留给中国的资源已经不多。
另外，最近国际LNG价格波动剧烈，也大大延缓了这些项目的进度。
到目前，仅有5个LNG项目初步落实了气源，分别是中海油广东LNG项目每年300万吨、中海油福建LNG项目每年260万吨、中海油上海LNG项目每年300万吨、中石油江苏LNG项目每年400万吨、中石油大连LNG项目每年300万吨。
没有落实气源的LNG项目建设进度缓慢。
2009年1-8月，全国共进口317万吨LNG，距离弥补气源缺口尚有大的差距。
表２-１已建、在建和规划中LNG项目表
类别
项目名称
规模（104t/年）
所属公司
投产或拟投产时间
已
建
广东LNG项目
370+470）
中海油
2006-06
福建
260+240
中海油
2008/2012
在
建
和
在
规
划
上海
300+300
中海油
2009
珠海
300+400+300
中海油
2010/2015/2020
浙江宁波
300+300
中海油
2013
深圳
200+200
中海油
2013/2020
海南
200+100
中海油
2012
粤东
200+200
中海油
2012/2020
粤西
200
中海油
2014
江苏
350+300
中石油
2011
大连
300+300
中石油
2011
唐山
350+300
中石油
2013
山东
300+200
中石化
2012
合计
360+3310+300
当前中国经济持续快速的发展势头仍将继续，在国际石油价格一路上扬的情况下，中国的经济发展与能源紧缺矛盾仍显突出。
近年来，中国LNG项目强劲发展，形成了发展LNG产业的有利条件。
中国近海油气生产已形成相当规模，随着渤海、东海、南海的天然气登陆，沿海一带的天然气管网已初步形成；沿海一带经济发达地区资源普遍匮乏，天然气需求愿望强烈，且在城市燃气、化工、发电等应用方面都已具备完善的基础设施，对天然气的消化潜力大，对气价的承受能力强；中国沿海港口设施条件好，便于进口液化天然气的运输、装卸和接收站建设，液化天然气可与城市燃气系统贯通、与海上天然气登陆衔接，形成两种气源的互补；“西气东输”和“广东大鹏LNG项目”示范和宣传作用，极大地促进了中国天然气市场的发育。
二、国内LNG加工生产情况
LNG产业起步晚，但因其优势，发展却越来越受到社会各界的重视，它是管输天然气的一个有机补充，如同在铁路大动脉运输物资以外，还必须有巨大的汽车运输市场一样。
2008年底，我国国内已建成的LNG工厂有20个，设计日处理天然气能力424万立方米；2009年底又陆续建成8座，日新增产能303万立方米。
2009年底，我国国内有24亿立方米LNG年生产能力。
尽管如此，对于全国市场的需求缺口仍是杯水车薪。
从目前的情况看，进口LNG项目饱受争议，许多是没有落实气源就仓促立项，因为国际市场上LNG可供采购的数量已经不是太多，国内所生产的数量又太少。
因此，较长一段时间我国气源缺口将拉大，供应紧张的局面未来5年内不会有大的改观。
表2-2中国已建和在建的商业化液化装置表
类别
名称
规模
（104m3/日）
地点
投产时间
采用的液化工艺
引
进
技
术
上海浦东LNG装置
中原绿能LNG装置
新疆广汇LNG装置
新澳涠洲LNG装置
海南海燃LNG装置
中海油珠海LNG装置
鄂尔多斯LNG装置
10
15
150
15
25
60
100
上海浦东
河南濮阳
新疆鄯善
广西北海
海南福山
广东珠海
鄂尔多斯
2000-02
2001-11
2005-08
2006-03
2006-03
2008-10
2008-12
法国索菲公司级联式液化流程（CII）
法国索菲公司级联式制冷循环
德国林德公司的SMRC
美国SALOF两级膨胀机制冷循环
加拿大PROPAK公司氮气循环两级膨胀制冷
美国B&V公司Prico液化工艺（SMRC）
美国B&V公司Prico液化工艺（SMRC）
国
产
技
术
龙泉驿LNG工厂
宁夏LNG工厂
鄂尔多斯LNG工厂
犍为LNG工厂
江阴LNG工厂
沈阳LNG工厂
西宁LNG工厂（一期）
西宁LNG工厂（二期）
安阳LNG工厂
晋城LNG工厂
晋城LNG工厂（二期）
内蒙古时泰LNG工厂
西宁LNG工厂（三期）
合肥LNG工厂
泸州LNG工厂
山西顺泰LNG工厂
泰安LNG工厂
苏州LNG工厂
10
30
15
4
5
2
6
20
10
25
60
60
20
8
5
50
15
7
四川成都
宁夏银川
鄂尔多斯
四川犍为
江苏江阴
辽宁沈阳
青海西宁
青海西宁
河南安阳
山西晋城
山西晋城
鄂托克前旗
青海西宁
安徽合肥
四川泸州
山西晋城
山东泰安
江苏苏州
2008-08
2009-10
2009-06
2005-11
2006-10
2007-09
2008-01
2008-08
2009-02
2008-10
2009-09
2009-04
2009-06
2009-05
2007-03
2008-11
2008-03
2007-11
全液化装置、氮气膨胀制冷
全液化装置、（氮气+甲烷）膨胀制冷
全液化装置、（氮气+甲烷）膨胀制冷
利用管网压差、单级膨胀制冷、部分液化
利用管网压差、单级膨胀制冷、部分液化
全液化装置、（氮气+甲烷）膨胀制冷
利用管网压差、单级膨胀制冷、部分液化
全液化装置、氮气膨胀制冷
利用管网压差、双级膨胀制冷、部分液化
全液化装置、MRC制冷
全液化装置、MRC制冷
全液化装置、（氮气+甲烷）膨胀制冷
全液化装置、氮气膨胀制冷
全液化装置、MRC制冷
利用管网压差、膨胀制冷、部分液化
全液化装置、（氮气+甲烷）膨胀制冷
全液化装置、氮气膨胀制冷
利用管网压差、膨胀制冷、部分液化
综合2010年国内中东部LNG生产企业销售状况，目前在京津地区LNG出厂价格（全年平均价）应定位在3.40元/立方米左右（4600元/吨），随着能源产业政策进一步调整，预计LNG产品价格将会有较大幅度提高。
第二节原料供应价格
中石油管道天然气供应，供应价格为2.20元/立方米。
第三章生产规模、工艺路线及产品方案
第一节生产规模
一、装置规模年及开工时数
装置规模：
45×107Nm3/年天然气液化装置，年开工8400小时
二、技术来源：
自主。
第二节工艺路线
4.0MPa的原料天然气进入原料天然气预处理系统，在由变压吸附设备组成的预处理系统中取出其中的CO2、及微量的H2O、H2S和汞等。
净化后的天然气进入冷箱内的各段换热器被冷却液化后经减压作为产品进入LNG贮罐，减压汽化后的天然气返回各段换热器复热回收冷量后送出冷箱作为纯化器的再生用气。
一、工艺技术方案选择
本天然气液化工程的工艺过程基本包括原料气压缩系统、预处理（净化）、提纯液化、制冷剂循环压缩、产品储存、装车及辅助系统等，主要工艺流程包括原料气净化、提纯液化工艺。
二、原料化工尾气净化工艺选择
本装置的原料气未进行净化处理，因此不符合低温液化的质量标准，因此在进行液化前必须对其进行彻底净化。
即除去原料气中的酸性气体、水分和杂质，如H2S、CO2和H2O等，以免它们在低温下冻结而堵塞、腐蚀设备和管道。
表3-2列出了原料气预处理标准和杂质的最大含量。
表3-1 原料气组分表（根据建设单位供气质量再定）
介质
组成mol%
备注
氮气N2
0.943
甲烷CH4
96.672
乙烷C2H6
1.3
丙烷C3H8
0.234
异丁烷iC4H10
0.038
正丁烷nC4H10
0.044
己烷及以上C6+
0.046
二氧化碳CO2
0.723
按≤2%设计
水露点
按3.0MPa，35℃下饱和设计
表3-2 原料气最大允许杂质含量
杂质
含量极限
H2O
＜1ppmV
CO2
50～100ppmV
H2S
＜3.5mg/Nm3（4ppmV）
总含硫量
10～50mg/Nm3
Hg
＜0.01μg/Nm3
芳香烃类
≤10ppmV
环烷烃总量
≤10ppmV
本装置的原料气中水等的含量超标，必须进行净化。
天然气中水分的存在往往会造成严重的后果：
水分与天然气在一定条件下形成水合物阻塞管路，影响冷却液化过程；另外由于水分的存在也会造成不必要的动力消耗；由于天然气液化温度低，水和CO2的存在还会导致设备冻堵，故必须脱除。
本装置的分子筛吸附系统用净化后的原料天然气作为冷吹和再生介质，再生气出吸附塔后通过冷却、分离后排至原料压缩机入口。
三、低温液化与分馏工艺选择
迄今为止，在深冷液化天然气领域中成熟的液化工艺主要有以下三种：
阶式制冷循环工艺、混合制冷循环工艺和膨胀机制冷循环工艺。
1、阶式制冷循环工艺
阶式制冷循环是用丙烷（或丙烯）、乙烷（或乙烯）、甲烷（或氮气）等制冷剂（分别提供约为-40℃、-100℃、-160℃的温度场）进行的三级冷冻，使天然气在多个温度等级的制冷剂中与相应的制冷剂换热，从而使其冷却和液化。
经典的阶式制冷循环的优点是采用了3种制冷剂、9个制冷温度梯度（丙烷、乙烷、甲烷各3个温度等级），使各级制冷温度与原料气的冷却曲线接近，减少了熵值，比能量消耗接近于理论的热力学效率的上限。
而且该工艺操作灵活，开停车快捷，易于初期开车投产。
但是阶式制冷也存在一些缺点，需要三个大型循环压缩机，以及相当数量的冷换设备；流程长、控制复杂、设备多等。
2、混合制冷循环工艺
混合制冷剂制冷循环是采用N2和C1～C5烃类混合物作为循环制冷剂的工艺。
该工艺的特点是在制冷循环中采用混合制冷剂，只需要一台压缩机，简化了流程，降低了造价。
但是从理论上讲，混合冷剂的组成比例应按照天然气原料的组成、压力、工艺流程而异，因此对冷剂的配比和原料气的气质要求更为严格，一旦确定是不容易改变的。
即使能做到这一点，要使整个液化过程（从常温到-162℃）所需的冷量与冷剂所提供的冷量完全匹配是比较困难的，充其量只能局部或一部分做到贴近冷却曲线。
因此混合制冷剂循环流程的效率要比九个温度梯度水平的阶式循环流程低。
既然调节混合冷剂的组成比例使整个液化过程按冷却曲线提供所需的冷量是困难的，那么合乎逻辑的推论是采用折中的办法，分段来实现供给所需的冷量，以期液化过程的熵增降至最小。
因而，在混合冷剂循环的基础上，发展成有丙烷预冷的MRC工艺，简称C3/MRC工艺，它的效率接近阶式循环。
此法的原理是分两段供给冷量：
高温段用丙烷压缩制冷，按3个温度水平预冷原料天然气到～-40℃；低温段的换热采用两种方式—高压的混合冷剂与较高温度的原料气换热，低压的混合冷剂与较低温度的原料气换热。
充分体现了热力学上的特性，从而使效率得以最大限度的提高。
3、膨胀制冷循环工艺
膨胀机制冷循环是指利用高压制冷剂通过透平膨胀机绝热膨胀的克劳德循环制冷来实现天然气的液化。
气体在膨胀机中膨胀降温的同时，能输出功，可用于驱动流程中的压缩机。
根据制冷剂的不同，膨胀机制冷循环可分为：
氮膨胀机制冷循环、氮-甲烷膨胀机制冷循环、天然气膨胀制冷循环。
与阶式制冷循环和混合冷剂制冷循环工艺相比，氮气膨胀循环流程非常简单、紧凑，造价略低。
起动快，热态起动2～4小时即可获得满负荷产品，运行灵活，适应性强，易于操作和控制，安全性好，放空不会引起火灾或爆炸危险。
制冷剂采用单组分气体，因而消除了像混合冷剂制冷循环工艺那样的分离和存储制冷剂的麻烦，也避免了由此带来的安全问题，使液化冷箱的更简化和紧凑。
但能耗要比混合冷剂液化流程高40%左右。
4、三种工艺的技术经济比较
将阶式制冷循环的能耗设定为1，各种制冷循环比较见表3-32所列，各种制冷循环的特性比较见表3-4。
表3-3 各种制冷循环效率比较
制冷工艺
与阶式制冷的相对能耗
阶式制冷循环
1.00
混合制冷剂制冷循环
1.15
N2-CH4膨胀制冷循环
1.35
表3-4 各种制冷循环特性比较
指标
阶式制冷
混合冷剂
膨胀制冷
效率
高
中
低
复杂程度
高
中
低
换热器类型
板翅式
板翅式或绕管式
板翅式
换热器面积
小
大
小
适应性
高
中
本装置的液化工艺选用混合制冷剂循环压缩制冷工艺，达到较低液化能耗，且装置能够长周期运行并有效降低维护成本。
第三节工艺流程
一、原料天然气过滤与压缩单元
原料天然气经过调压和计量，进入原料气压缩机组入口平衡分离罐，为原料气压缩机提供洁净、压力比较稳定的天然气。
原料气经原料气压缩机组多次增压、冷却分离至5.5MPa.G，经过压缩机组自身的末级冷却器冷却，进入出口分离器，并经计量后进入后续单元。
原料气进装置设置有事故联锁切断阀，切断进入装置的原料气源，保证装置、人员及附近设施的安全。
二、原料天然气脱酸性气体单元
从原料天然气过滤与压缩单元来的天然气从吸收塔下部进入，自下而上通过吸收塔；再生后的MDEA溶液（贫液）从吸收塔上部进入，自上而下通过吸收塔，逆向流动的MDEA溶液和天然气在吸收塔内充分接触，气体中的H2S和CO2被吸收而进入液相，未被吸收的组份从吸收塔顶部引出，进入脱碳气冷却器和分离器。
出脱碳气分离器的气体进入原料气干燥单元，冷凝液去MDEA地下槽。
处理后的天然中CO2含量小于50ppmV，H2S含量小于4ppmV。
吸收了H2S和CO2的MDEA溶液称富液，至闪蒸塔，降压闪蒸出的天然体送往界外燃料系统。
闪蒸后的富液与再生塔底部流出的溶液（贫液）换热后，升温到-98℃去再生塔上部，在再生塔进行汽提再生，直至贫液的贫液度达到指标。
出再生塔的贫液经过溶液换热器、贫液泵进入贫液冷却器，贫液被冷却到-40℃，从吸收塔上部进入。
再生塔顶部出口气体经酸气冷却器，进入酸气分离器，出酸气分离器的气体送往安全泄压系统，冷凝液去MDEA地下槽。
再生塔再沸器的热源由来自水蒸气系统的低压饱和蒸汽提供，冷凝液返回水蒸气系统。
三、原料气干燥与脱重烃单元
原料气干燥与脱重烃单元设三台吸附器切换操作，其中一台吸附、一台冷却、一台加温再生。
从原料气压缩单元来的原料气进入吸附器顶部，通过分子筛吸附脱除水分和重烃后，从吸附器底部出来，脱水后天然气中含水量小于1ppmV，重烃含量小于20ppmV，之后进入净化气提纯液化单元。
原料气干燥与脱重烃单元用净化后的少量的原料气节流降压后作为冷吹和再生介质，再生气出吸附塔后通过冷却、分离后排至原料压缩机入口。
低压原料气首先从下而上通过冷却状态的吸附器，之后再生气通过电加热器加热至再生温度260～280℃，从吸附器底部进入，将吸附剂吸附的水和重烃解吸。
再生气从干燥器顶部出来，经再生冷却器冷却后进入再生气分离器，分离其中的液体后排至原料压缩机入口。
四、原料气脱汞单元
从原料气干燥与脱重烃单元来的天然气进入浸硫活性炭吸附器，汞与浸硫活性炭上的硫产生化学反应生成硫化汞，吸附在活性炭上，从而达到脱除汞之目的。
从脱汞器出来的天然气的汞含量小于0.01μg/Nm3。
脱汞器设置两台，用一备一，浸硫活性炭每年更换。
过滤单元设两台过滤器，根据阻力数据切换使用，达到过滤分子筛与活性炭粉尘之目的。
五、净化气的提纯液化
在进入提纯液化单元之前，气体必须进行分析，以保证H2S与CO2含量、水含量以及汞含量达到进入提纯液化单元的要求。
本装置在原料气进装置前设置了CO2含量在线分析仪，在原料气干燥与脱重烃单元设置了原料天然气水露点在线分析仪。
净化后的原料气进入液化冷箱，在液化换热器中冷却到冷却、冷凝并过冷到某一温度后从换热器中抽出，经节流阀降压后进入LNG分离器分离可能存在的气相后作为LNG产品进入LNG贮槽储存。
六、制冷系统
本天然气液化工程采用混合制冷剂循环压缩制冷，混合制冷剂由氮气、甲烷、乙烯等组成。
混合冷剂由循环压缩机组压缩，通过水冷却，分离其中的液相和气相，分别进
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