国的资源已经不多。另外，最近国际 价格波动剧烈，也大大延缓了这些项目的进度。到目前，仅有 个项目初步落实了气源，分别是中海油广东项目每年万 吨中海油福建项目每年万吨中海油上海项目每年 万吨中石油江苏项目每年万吨中石油大连项目 每年万吨。没有落实气源的项目建设进度缓慢。年 月，全国共进口万吨，距离弥补气源缺口尚有大的差距。 表已建在建和规划中项目表天然气液化项目建议书 类别项目名称规模年所属公司投产或拟投产时间 已 建 广东项目中海油 福建中海油 在 建 和 在 规 划 上海中海油 珠海中海油 浙江宁波中海油 深圳中海油 海南中海油 粤东中海油 粤西中海油 江苏中石油 大连中石油 唐山中石油 山东中石化 合计 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 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，中国项目强劲发展，形成了发展产业的有利条 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，沿海带的天然气管网已初步形成沿海带经济发达地 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天然气液化项目建议书 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。 二国内加工生产情况 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样。 年底，我国国内已建成的工厂有个，设计日处理 天然气能力万立方米年底又陆续建成座，日新增产能 万立方米。年底，我国国内有亿立方米年生产能力。 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，较长段时间我国气源缺口将拉大， 供应紧张的局面未来年内不会有大的改观。 表中国已建和在建的商业化液化装置表 类别名称 规模 日 地点投产时间采用的液化工艺 引 进 技 术 上海浦东装置 中原绿能装置 新疆广汇装置 新澳涠洲装置 海南海燃装置 中海油珠海装置 鄂尔多斯装置 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 法国索菲公司级联式液化流程 法国索菲公司级联式制冷循环 德国林德公司的 美国两级膨胀机制冷循环 加拿大公司氮气循环两级膨胀制冷 美国公司液化工艺 美国公司液化工艺天然气液化项目建议书 国 产 技 术 龙泉驿工厂 宁夏工厂 鄂尔多斯工厂 犍为工厂 江阴工厂 沈阳工厂 西宁工厂期 西宁工厂二期 安阳工厂 晋城工厂 晋城工厂二期 内蒙古时泰工厂 西宁工厂三期 合肥工厂 泸州工厂 山西顺泰工厂 泰安工厂 苏州工厂 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 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 全液化装置制冷 全液化装置制冷 全液化装置氮气甲烷膨胀制冷 全液化装或爆炸危险。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 冷剂液化流程高左右。 三种工艺的技术经济比较 将阶式制冷循环的能耗设定为，各种制冷循环比较见表 所列，各种制冷循环的特性比较见表。 表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 混合制冷剂制冷循环 膨胀制冷循环 表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。天然气液化项目建议书 第三节工艺流程 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，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，逆向流动的溶液和天然气在吸收塔内充 分接触，气体中的和被吸收而进入液相，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，冷凝液去地下槽。 处理后的天然中含量小于，含量小于。 吸收了和的溶液称富液，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，贫液天然气液化项目建议书 被冷却到，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，其中台吸 附台冷却台加温再生。 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 ，重烃含量小于，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，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天然气液化项目建议书 。 脱汞器设置两台，用备，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，以保证与 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 凝并过冷到温度后从换热器中抽出，经节流阀降压后进入分 离器分离可能存在的气相后作为产品进入贮槽储存。 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，分别进入液化冷箱，在液化换热器中冷却冷凝并过冷到定 温度后节流降压到定压力后合并，返流进入液化换热器复热。出冷 箱后的混合制冷剂返回到循环压缩机的入口，循环压缩制冷。 图工艺流程系统框图 天然气液化项目建议书 原料天然气二氧化碳去供热系统 进装置燃料气 第四节自控水平 国内外工艺过程中，自动化水平已成为提高经济效益的有效 手段之。自动控制系统的成功运行直接关系到工厂或装置安全 稳定长期运行也是实现现代化生产和管理的重要标志之。 天然气液化装置采用。 设计原则采用成熟可靠的自控技术，满足生产控制和管理要求。 自控系统应能有效地监控成套设备生产过程，确保设备长期稳定 可靠运行，操作维护方便。所有电器元件均为防爆型。 本套设备的控制采用就地与中控室相结合的控制方式。中控室采 用控制系统。整套空分装置的测量和控制以中控室为主，