徐矿集团新疆煤制天然气项目旨在利用当地丰富的煤炭和水资源，通过先进的煤气化技术生产合成天然气，以满足江苏的用气需求。项目于2011年启动，计划到2020年年产能力达到160亿立方米，促进两地清洁能源合作。文中详细阐述了煤制天然气的工艺流程，包括气化、净化及副产品回收等关键技术。

1. 徐矿集团新疆煤制天然气项目工艺总结
何春阳1
徐矿集团新疆煤制天然气项目部，新疆塔城地区和布克赛尔县和丰工业园区，834400
摘要：
随着石油天然气资源的日益枯竭和江苏能量资源的限制，同时徐矿集团为了自身和江苏
的发展，在新疆发展煤制天然气产业并利用西气东输管网运送合成天然气到江苏以满足江苏
的用气需求。
作为徐矿集团新疆煤制天然气项目的大学生员工，我们在技术部的组织下进行了为期两
个月的煤制天然气技术知识技能培训。在此基础上，我们对这个项目的整个工艺流程有了一
个更加清晰的认识。此项目利用和什托洛盖镇周边储量丰富的煤炭资源和当地的水资源条件，
主要工艺技术采用碎煤加压液态排渣气化，粗煤气耐硫变换、冷却，低温甲醇洗净化，氨压
缩制冷工艺，异丙醚酚氨回收联合工艺，硫磺回收工艺，合成气完全甲烷化等国际、国内先
进技术，生产天然气及其它副产品。因此本篇文章就我们目前培训的课程，以及我所掌握的
知识，就整个煤制天然气工艺流程进行一个简要的阐述，并对煤制天然气中的气化技术和我
在理解过程中的一些简单的想法和建议在此文中进行阐述。
关键词：BGL，Mark+，煤制天然气，和丰工业园
1. 引言：
天然气是一种高效优质的清洁燃料。在亚洲天然气市场上，由于日本福岛核事故的影响，
东北亚，特别是韩国和日本，对液化天然气的需求将进一步增加。而且因为中国经济的强劲
增长以及农村城市化政策的驱动，天然气的消耗将呈现出持续增长的态势。
中国官方数据表明：在 2010 年中国进口天然气的数量是 131 亿 Nm3
。根据中哈天燃气
管道一期工程的投入运行以及沿海地区对液化天然气需求的增加，在 2011 年，中国天然气
的进口总量将达到 300 亿 Nm3
。由于天然气的需求和进口的持续增加，中国将面临着天然
气供应有效性的挑战。
煤制天然气是基于中国的资源特点，把煤炭有效的转化成清洁能源产品。因为此类煤化
工项目运用现有成熟的技术，而且具有高能效，低水耗等特点，所以是中国现代煤化工技术
的重要发展方向之一。根据国家发展和改革委员会“煤炭深加工示范项目（草稿）”，到 2015
年，中国计划将掌握年生产能力 13-20 亿 Nm3
的合成天然气的大规模煤制天然气成套技术。
[1]截止 2011 年底，中国有 32 个企业在建或拟建煤制天然气项目。大唐克旗的煤制天然气
项目也于今年顺利开车，中国庆华和大唐阜新的煤制天然气项目也在如火如荼的建设之中，
其他项目还在审批或计划阶段。
徐矿集团新疆煤制天然气项目部成立于 2011 年 8 月，地址位于新疆塔城地区和布克赛
尔县境内。根据江苏与新疆两省区政府签署的《关于深化两地清洁能源战略合作协议》，至
2020 年，徐矿将在新疆塔城地区建成煤制天然气 160 亿 Nm3
/年，配套建设煤炭生产能力 7500
万吨/年，“十二五”期间，计划投资 220 亿元，建成煤制天然气 40 亿 Nm3
/年；计划投资 80
亿元，配套建成煤炭生产能力 2000 万吨/年。该项目是江苏产业援疆重点项目，已经列入了
新疆自治区国民经济和社会发展“十二五”规划纲要，于 2011 年 9 月 28 日，举行了奠基仪式。
1
通讯作者：Email:cyhe2010@yahoo.com
Tel. :18196038200

2. 项目利用周边储量丰富的煤炭和当地的水资源条件，主要工艺技术采用碎煤加压液态排渣气
化，粗煤气耐硫变换、冷却，低温甲醇洗净化，氨压缩制冷工艺，异丙醚酚氨回收联合工艺，
硫磺回收工艺，合成气完全甲烷化等国际、国内先进技术，生产天然气及其它副产品，通过
西气东输管道供应江苏地区。[2]
2. 煤制天然气工艺描述：
煤制天然气整个生产工艺流程可简述为：原料煤在煤气化装置中与空分装置来的高纯氧
气和中压蒸汽进行反应制得粗煤气；粗煤气经耐硫耐油变换冷却和低温甲醇洗装置脱硫脱碳
后，制成所需的净煤气；从净化装置产生富含硫化氢的酸性气体送至克劳斯硫回收和氨法脱
硫装置进行处理，生产出硫磺；净化气进入甲烷化装置合成甲烷，生产出优质的天然气；煤
气水中有害杂质通过酚氨回收装置处理、废水经物化处理、生化处理、深度处理及部分膜处
理后，废水得以回收利用；除主产品天然气外，在工艺装置中同时副产石脑油、焦油、粗酚、
硫磺等副产品。主工艺生产装置包括空分；碎煤加压气化炉；耐硫耐油变换；气体净化装置；
甲烷化合成装置及废水处理装置。辅助生产装置由硫回收装置、动力、公用工程系统等装置
组成。主工艺流程如图 1 所示。
图 1：煤制天然气工艺总流程简图
2.1 空分工段：
空分装置的作用：为下游装置提供所需的氧气和高压氮气，公用工程所需的低压氮气和
仪表空气/工厂空气。空气分离的基本原理，是利用液化空气中各组份沸点的不同而将各组
份分离开来。
空气经自洁式过滤器后，被离心式压缩机压缩到大约 0.6MPa(A)然后自下而上穿过空冷
塔，在冷却的同时得到清洗。冷却后的空气进入切换使用的分子筛吸附器，吸附掉空气中所
含有的水、乙炔、二氧化碳。净化后的空气分为四股，主气流直接进入冷箱的低压换热器与
返流气态产品对流换热冷却到接近露点后进入下塔做初步分离。另一部分净化空气进入空气
增压机。从增压机中部抽出一股 2.8MPa（A）的空气去膨胀机，膨胀后的含湿空气与出低
压换热器的空气汇合一起进下塔精馏。空气增压机终端出口大约 7.2MPa （A）的高压空气
进入冷箱的高压换热器与精馏塔出来的高压液氧换热冷却，使液氧气化成气体产品送出，冷
却后的高压空气节流降压后去下塔精馏。空气经下塔初步精馏后，获得液空、低压氮气、纯

3. 液氮、污液氮。经上塔进一步精馏后，在上塔底部得到液氧。简单流程如图 2 所示。
图 2： 空分流程简图[3]
2.2 气化工段
2.2.1 备煤工艺：
图 3：备煤工艺流程简图[4]
从煤场通过皮带或公路运输来的煤送入圆形料场后，经过破碎机破碎，筛分机筛分后得
到直径为 6-50mm 的块煤，作为气化炉的原料煤。流程如图 3 所示。
2.2.2 气化工艺：
如图 4 所示，用皮带机送入煤仓的块煤靠重力经锁斗系统并加压从气化炉上部进入炉内，
与从下部进入的氧气/蒸汽混合气进行逆流接触进行部分氧化反应产生粗合成气。粗合成气
从气化炉上部排出时的温度大概在 500°C，出气化炉的粗合成气在洗涤冷却器中和高压喷射

4. 煤气水直接接触进行洗涤冷却温度降到 120°C。随粗合成气排出的粉尘在洗涤冷却过程中被
凝结分离出的焦油带出。经洗涤冷却器排出的产物：粗合成气、废水和混有灰尘的焦油，送
入废热锅炉的底部，把粗合成气从液态物质中分离出来。粗合成气在进入到净化工序前还要
经过进一步的冷却和冷凝处理。
图 4：煤气化工艺流程简图[6]
图 5：BGL 气化炉[5]
在 BGL 气化炉中（如左图 5），块煤
(6--50mm)通过煤料床顶部的闸斗仓进入加压
的气化炉。结渣剂(石灰石)和煤一起添加进入
煤仓。当煤逆着向上的气流在气化炉中由上向
下移动时，被干燥、脱除挥发分、气化、最终
燃烧。在气化炉的基底，喷嘴将水蒸汽和氧的
混合物喷入燃烧区，在这里氧和余下的焦反应
释放出温度高于 2000℃的高热。这样的高温足
以使灰熔化，并提供热以支持气化反应。液态
灰渣先排到炉底收集池里,然后再自动排入水
冷装置。灰渣在水冷装置形成一种无味的、不
可渗滤的熔渣状玻璃质固体。所有炉灰都以这
种方式排出。
2.2.3 煤气水分离工艺:
含油煤气水处理：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器，
同时，从煤气变换冷却来的含油煤气水与甲醇洗来的煤气水混合进入含油煤气水膨胀器膨胀，
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到罐区。
含尘，焦油煤气水处理：加压气化来的高温含尘煤气水首先进入预热锅炉回收热量。
从煤气冷却工段来的含焦油煤气水与余热锅炉出来的含尘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器的膨胀气
一起到膨胀气冷却器。含尘、焦油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

5. 泵送到罐区。下部含尘重质焦油返回气化炉烧掉或装车外卖。冷却后的高压含尘煤气水进入
四个并联的含尘煤气水膨胀器中膨胀至接近常压，然后进入与膨胀器对应的四个并联的初焦
油分离器。
煤气水最终分离：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，靠重力流
入最终油分离器。之后一部分最终煤气水送入气化和净化作为喷射冷却用水，另一部分送入
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。处理流程如图 6 所示。
图 6：煤气水分离模块图[6]
2.2.4 酚氨回收工艺:
图 7：酚氨回收工艺流程图[6]
脱酸：来自煤气水分离工段的原料污水分成两路，一路经酚水冷进料换热器与循环水换
热冷却，作为脱酸塔填料上段冷进料，以控制塔顶温度；另一路经三次换热后作为脱酸塔的
热进料，进入脱酸塔的上部塔盘上。塔顶出来的酸性气经冷却分液后的气体送入硫回收装置。
脱氨：脱酸塔底废水换热冷却后进入脱氨塔进行脱氨。脱氨塔顶采出的粗氨气经冷凝器
冷却后，气氨从上部出去，经三级分凝器冷凝后上部出来的富氨气进入氨吸收器、吸收成
10%稀氨水或液氨。10%的稀氨水被送至烟气脱硫装置。三级分凝的冷凝液作为脱氨塔的塔
顶冷凝液回流。
萃取：脱氨塔废水由萃取塔上部进入，与来自溶剂循环槽送入萃取塔底的溶剂逆向接触，

6. 在此，酚由水中进入溶剂二异丙基醚中，进行脱酚。萃取后的溶剂由萃取塔顶部流出经换热
后进入酚塔。水相则由萃取塔底送入水塔。
溶剂回收：萃取溶剂相送至酚塔进行精馏分离。其中溶剂作为轻组分从塔顶采出，经冷
却后进入溶剂循环槽中，粗酚作为重组分从塔底采出。
溶剂汽提：萃取脱酚后的废水既有水，也有二异丙基醚。废水由换热器加热后送至水塔
脱除水中溶解和夹带的溶剂，脱除溶剂的净化水从塔底出，送入后系统作生化处理。水塔顶
部的气体经冷凝器冷凝后进入溶剂循环槽中。酚氨回收流程如图 7 所示。
2.3 净化工段
2.3.1 变换工艺：
图 8：变换工艺流程图[3]
本工艺的目的是将气化工艺送来的粗煤气中的 CO 部分变换为Ｈ2，调节甲烷化入口 H/C
比，以满足甲烷合成对气体的要求(H/C=2.99～3.08)，变换气送至低温甲醇洗工序。
由气化来的水煤气与锅炉给水换热、降温后经分离器分离掉冷凝液后，再经过滤器过滤
掉粉尘等杂质，出过滤器的煤气分为二股，一股经换热器升温后，进入第一变换炉进行预变
换。从变换炉出口出来的变换气与原料气换热降温后，进入第二变换炉进行主变换，出变换
炉的变换气与脱盐水进一步换热，用以降低变换气温度，此气体和出过滤器的另一股过滤后
的粗煤气混合后，在第二水分离器中分离出冷凝液。出分离器的变换气被送入低温甲醇洗工
艺。变换工艺流程如图 8 所示。
2.3.2 低温甲醇洗工艺：
原料气的预冷：来自变换工艺的变换气经换热器将变换气冷却后，原料气经氨洗塔把原
料气中的 NH3 与 HCN 洗掉，接着向气体中喷入一小股富甲醇液以防止变换气中饱和的水分
在低温下结冰，最后原料气经绕管式换热器换热后进入吸收塔。
原料气中的 H2S、CO2 的吸收：原料气进入吸收塔的下段与来自上塔的经硫化氢吸收塔
给料冷却器冷却的富甲醇溶液逆流接触， 预洗甲醇离开吸收塔的底部进入 H2S 富集塔的下
部闪蒸出溶解的 CO 和 H2。
进入吸收塔下部的原料气经升气管进入到吸收塔的硫化氢主吸收段，H2S 和 COS 被来
自吸收塔 CO2 吸收段的饱和 CO2 甲醇吸收。富 H2S 甲醇离开吸收塔的主出口进入中压闪蒸
塔进行闪蒸再生，脱硫气体经升气管进入吸收塔部分的 CO2 吸收段。

7. 图 9：典型的鲁奇一步法低温甲醇洗工艺流程图[3]
在吸收塔的 CO2 吸收段气体被冷甲醇洗涤。此部分的冷甲醇由 CO2 中压闪蒸塔的中段
和热再生塔的上部提供。
H2S 富集塔：从吸收塔预洗段来的甲醇经中压闪蒸后经给料冷却器输送到 H2S 富集塔
的上段中部，同时 CO2 中压闪蒸塔上段的部分甲醇被送入 H2S 富集塔的上段上部。这两股
液流与从富集塔上段下部进入的中压 N2 逆流接触进行中压气提闪蒸，闪蒸出其中的 CO2 以
达到富集 H2S 的目的。N2 气提过的甲醇从上段下部流出并被送入热再生塔的上段。
CO2 闪蒸塔：来自吸收塔 H2S 吸收段的富甲醇在 CO2 中压闪蒸塔的下段闪蒸出 H2 和
CO，闪蒸后的甲醇被送入此塔上段吸收闪蒸气中的 H2S。吸收过 H2S 的甲醇从 H2S 富集塔
的上段下部进入此塔中段和 N2 逆流接触用 N2 气提其中溶解的 CO2。气提后的甲醇溶液被送
入吸收塔 CO2 吸收段的中部。
热再生塔：富 H2S 甲醇液首先进入热再生塔顶部闪蒸段，闪蒸出的气体经热闪蒸气冷
凝器、循环气加热器冷却后，送入硫回收工艺。从甲醇水分离塔来的贫甲醇被送入热再生塔
的中部吸收在再生过程中酸性气里溶解的部分 CO2 气体，达到提高 H2S 纯度的目的。热再
生的甲醇从上段下部流出，分成两股，一股被送入吸收塔的上部顶端，另一股被送到甲醇水
分离塔的上部。热再生塔下部的部分溶液被送入甲醇水分离塔的中段。
甲醇水分离塔：在热再生塔热再生后的一股甲醇进入水浓缩段，经过热再生塔再沸器煮
沸，一方面完成了甲醇液的水浓缩，另一方面提供了气提的甲醇蒸汽。甲醇水分离塔底部的
甲醇水溶液由甲醇水分离塔再沸器煮沸完成分离。出甲醇水分离塔顶部的甲醇蒸汽送热再生
塔作为汽提气，出甲醇水分离塔底部的废水，经污水冷却器冷却后送尾气洗涤塔上部洗涤尾
气。
尾气洗涤：再吸收塔各段的闪蒸气回收冷量后去尾气洗涤塔洗涤放空。洗涤后的废液经
洗涤水泵加压，污水冷却器加热后去甲醇水分离塔。图 9 为鲁奇低温甲醇洗工艺流程简图。
2.3.3 硫回收工艺:
来自低温甲醇洗工序的酸性气经过酸性气分离器去除液体并混合后，按一定比例配入氧
气混合，进入酸气燃烧炉主燃烧室燃烧、混合、反应。
出炉后的高温气体先在废热锅炉产生蒸汽并降温，并在此分离出液硫。从废锅出来的气
体经过再热器升温后进入一级克劳斯反应器进行 Claus 反应，反应后的气体进入第一硫冷凝
器降温回收硫磺。脱硫磺后的气体进入再热器加热并进入二级反应器，反应后的气体进入第
二硫冷凝器降温回收硫磺。脱硫磺后的气体进入再热器加热后进入催化还原反应器把含硫化

8. 合物全部转化成 H2S 气体，反应后的气体进入第三硫冷凝器降温后再进入硫分离器，分离
出硫磺。尾气进入激冷塔激冷后，被送入氨法脱硫系统在吸收塔里对 H2S 气体进行再吸收，
在吸收后的尾气送入焚烧炉焚烧后排入大气，经过再吸收的胺溶液进入再生塔再生，从再生
塔回收的酸性气再次循环到克劳斯反应器中。图 10 为带尾气处理的 SCOT 硫回收工艺。
所有冷凝分离下来的液体硫磺先流入液硫封，再流入液硫池，通过液硫泵将液硫送至硫
磺造粒机、硫磺包装机进行造粒包装。
图 10：SCOT 带尾气处理的硫回收工艺流程图[7]
2.3.4 火炬工艺:
图 11：火炬系统简图[8]
由加压气化、低温甲醇洗和氨压缩制冷、变换冷却、甲烷化来的可燃排放气体由各装置
经全厂系统管道进入火炬装置界区,管网压力为 0.02～0.05Mpa(G)。排放气依次经过分液罐、
液封罐、火炬筒体、分子封、火炬头，由节能长明灯点燃。
含 H2S、C2S、COS、烃的化合物的酸性气放空气经管道进入火炬装置界区，依次经过
阻火器、火炬筒、分子封、火炬头，由节能长明灯点燃，燃料气伴烧。图 11 为火炬系统。
2.4 甲烷化工段：

9. 2.4.1 甲烷化工艺
离开低温甲醇洗之后的原料气在进入托普索甲烷化装置之前，需先通过硫吸收塔，通过
加入蒸汽使 COS 水解并在此反应器中吸收硫化物，进一步降低甲烷化原料气的硫含量。净
化气进入第一个甲烷化绝热反应器 R1（气体调节催化剂为 GCC-2、甲烷化催化剂为 MCR）
进行气体比例微调并发生甲烷化反应，出口气体温度达到 680℃左右，经换热并在高压废锅
产生高压蒸汽后分两股，一股经进出料换热器冷却降温，经过气液分离后进循环气压缩机升
温升压并入到原料气管道中，用以控制原料气的进口温度和调节循环量以控制甲烷化反应器
的温升，使温度范围控制在 310-700℃。另一股进入第二反应器进行更深一步的甲烷化反应，
反应后的气体温度大约 540℃，再次经高压废热锅炉冷却降温后进入第三甲烷化反应器，反
应后的气体经冷却和气液分离后，进入第四级反应器使甲烷纯度满足工业需求。在此工艺中，
锅炉给水先后通过低压废锅，高压废锅，过热器吸收甲烷化强放热反应的热量，用于生产高
压蒸汽提供给工厂的蒸汽管网。图 12 为托普索的甲烷化工艺简图。
图 12：托普索甲烷化流程简图
2.4.2 压缩干燥工艺
图 13：脱水装置工艺流程图[9]
如图 13 所示，湿气通过入口分离器，除去液态烃和固态杂质后，进入吸收塔底部。在
吸收塔内向上通过充满甘醇的填料段或一系列泡帽或阀盘和甘醇充分接触，被甘醇脱去水后，

10. 再经过吸收塔内顶部的捕露网将夹带的液体留下。最后脱水后的干气离开吸收塔，经过贫甘
醇冷却器( 甘醇─干气热交换器)后进入销售输气管网。而贫甘醇源源不断地被泵入吸收塔顶
部，在塔内经溢流管向下依次流过每一个塔盘，将在塔内向上流动的天然气中的水蒸汽吸收。
吸满了水的甘醇(富甘醇)从塔底排出，经过贫甘醇缓冲器中的大的预热盘管后，通过闪蒸罐
过滤器后在经过多步换热进入重沸器上的精馏柱顶部。再生出的甘醇溢过重沸器中的挡板流
入甘醇缓冲罐，然后通过甘醇泵将甘醇压力提高到吸收塔的压力，经过甘醇冷却器后进入吸
收塔顶部开始新一轮循环。
2.5 热电工段：
图 14：火电厂工艺流程示意图[10]
火电厂工艺通过以下几个方面罗列了简单的流程：
输煤及燃运系统：运输→卸煤装置→煤场→碎煤机→皮带→原煤仓；
制粉系统：原煤仓→给煤机→磨煤机→粗粉分离器→细粉分离器→煤粉仓→给粉机→燃
烧器→炉膛；
风烟系统：（风）吸风口→冷风道→送风机→暖风器→空预器→热风道→磨煤机
→粗分器→细分器→排粉机→燃烧器→炉膛；
（烟）炉膛→屏过→对流过热器→省煤器→空预器→除尘器→引风机→烟囱→大气。
汽水系统：给水→锅炉→过热蒸汽→汽轮机→凝汽器→给水泵→给水送入锅炉。
灰渣系统：（炉渣）炉膛冷灰斗→除渣装置→冲灰沟→灰渣泵→输灰管→灰场。
（飞灰）除尘器→集灰斗→除灰装置→运灰车→灰加工厂。
3. 部分气化技术在煤制气中的对比：
对于煤制天然气项目来说，固定床或流化床都是值得考虑的很好选择。目前在全世界范
围内运用或考虑的煤气化技术有固定床的鲁奇炉和 BGL 炉，流化床的 U-GAS 炉，气流床
的 E-GAS 炉。其中鲁奇炉已经在美国大平原煤气化厂成功运作将近 30 年，积累了丰厚的成
功经验，在国内大唐克旗的煤制气也于今年开车，中国庆华和大唐阜新的煤制气也在建设中，
U-GAS 炉型现在还没有被用在煤制气项目中，但目前已经有多国公司正在和准备使用此炉。
U-GAS 炉的中试装置在山东枣庄的埃新斯公司运营，新设计的大型 U-GAS 炉正在河南义马
开工兴建，他如果能够顺利开车，也将会成为煤制气关注的焦点。韩国 POSCO 的煤制气项
目运用 E-GAS 技术也在如火如荼的兴建之中。BGL 炉有可能成为我们徐矿煤制气项目的气

11. 化炉，而且此前 BGL 炉曾在德国黑水泵工厂，中国云解化公司得到好的应用，并且在云天
化金新煤化工项目中开车运营，目前印度的 Haldia 公司以及中国的中煤图克和洛阳一拖也
正在运用此技术建设新项目。但 BGL 如果被采用到我们企业，它将是世界上第一个用于商
业化的煤制天然气项目中。
现就我们徐矿集团的煤制天然气项目做个简单的比较和谈一点个人的看法：
对于我们的项目，我们目前倾向于 BGL 技术，BGL 气化技术目前在国内有两个技术供
应商，一个是泽玛克(ZEMAG)公司的 BGL 技术，一个是云煤的 BGL 技术。ZEMAG 的技术
是由原来德国 GL 公司转让的，云煤的技术是在原来鲁奇炉的基础上用德国的 BGL 技术进
行的改造。
对于气化技术的交流，如果基于我们选择的碎煤加压液态排渣气化技术而言，我们先前
考虑的是在 ZEMAG（2010 年 9 月以后由他们购进原来外国的 BGL 技术）或者云煤这两家
技术中作出选择，而且之前也有部分专工认为云煤在国内有运行业绩，他们两家都是使用的
BGL 技术。目前我也对他们的技术进行了初步的了解，当然，以前我对云煤采用的 BGL 技
术接触的相对少一点。根据我所了解的中外文资料介绍，云煤的 BGL 气化炉是在第一或二
代鲁奇炉的技术上进行的改进，而泽玛克的 BGL 气化炉是在第三代鲁奇炉的基础上进行的
技术改进，所以泽玛克的技术本身就有一定的优越性；第二，云煤的技术是在他们的工业用
鲁奇炉的基础上进行的改进实验，烧的煤也是以他们当地的小龙潭褐煤为对象进行试烧并以
此煤作为原料进行后期的技术改进，比如喷嘴改小以及下渣口等等进行的一系列改进都是围
绕着他们所使用的煤进行的改进。根据云煤在一次会议上提供的数据而言，他们在目前运用
改进的技术生产甲醇二甲醚的项目，其中已经运行了四年左右的气化炉，也是用的原来的小
龙潭褐煤，所以据目前来看，他们的气化炉并没有什么试烧数据库，所以对其他煤种的使用
来说是个巨大的挑战。然而对于泽玛克的 BGL 气化炉，他们在英国西田厂试烧了超过 18
万吨的英国，美国以及西欧的多个煤种，建立了自己的试烧数据库，而且他们的气化炉专利
技术都是对多种煤的适应性进行的有效改造，因此对煤种的适应性更强。而且从 2001-2007
年德国的黑水泵所用一台 BGL 气化炉运行了七年之久，他们用褐煤和垃圾混合作为原料进
行生产，而且还对比例调节在此气化炉上进行实验，但此气化炉仍然能够很好的运转，也能
说明泽玛克技术的优越性，风险也相对低。但是泽玛克的技术在 07 年之后由于没有企业运
行此项技术，所以在最近几年的技术上就没有什么改进。一直到现在金新 BGL 气化炉的开
车，使我们再一次把目光聚集在了 BGL 技术上。第三，就云煤给我们提供的气化炉报价书
而言，他们的单炉生产能力仅仅为 48000Nm3
的产气量，这个量比技术成熟的鲁奇 Mark4 的
产气量（65000 Nm3
）还要小，因此在这一点上再结合其他因素，用云煤炉还不如用 Mark4
划算。
就 BGL 技术本身而言，由于蒸汽用量小，生产能力大，甲烷含量相对较高，所以也受
到现在煤制天然气项目的青睐。单单从这两家的气化炉来说，泽玛克的技术更受欢迎，美国
和印度目前在建的项目也用的是泽玛克的技术，而云煤的 BGL 技术还没有用在任何其他企
业。
但对于鲁奇的 Mark+和泽玛克 BGL 这两种气化炉来说，BGL 技术在蒸汽用量和煤气水
量有大幅度的降低，水的分解率提高了，能达到 90%以上，由于高温反应碳的转化率也得
到了提高，所以具有一定的优越性。对于 Mark+，它是在原来最新的 Mark4 和 Mark5 的基
础上以及他们原有五十年的经验上的改进，单炉生产能力（原来的两倍）以及压力（达到了
60bar）都有了大幅度增加，也集成了一部分 BGL 的技术，水的分解率也有由原来的 40%提
到了 50%，这些数据的确比以前的鲁奇炉更有竞争性。但是这项技术是去年刚刚完成的，
这项集成技术的可靠性还有待考验，纵观鲁奇炉的发展，他们这几代炉型后来的发展都主要
是在炉径和压力的改变而且改变后运行良好，所以对于 Mark+而言操作上也是可行的。但从

12. 鲁奇 Mark4 和 Mark5 的经验数据，如果单从工艺角度来说，鲁奇炉要比 BGL 技术更具优越
性，因为它生成的粗煤气中甲烷的含量能达到 8-16%左右，而 BGL 仅仅是 6-8%，而且鲁奇
炉的氢气与一氧化碳的比值在 1.5-2.7，而 BGL 的比值仅仅在 1 以下，所以鲁奇炉能够大大
减少后续的变换工艺和甲烷化工艺的处理量。主要缺点就在于用蒸汽量以及产生的煤气水量
多。但对于煤制天然气工艺来说，鲁奇的优势要大于 BGL。如果综合考虑成本和各个因素
的话，还没具体比较过。对于我们可研中，他们在比较俩家炉子之后给出的理由太牵强，鲁
奇炉的水处理量是增加了，但是他们的变换和甲烷化负荷却比 BGL 小，所以应该综合考虑
全厂工艺，而不是仅仅关注煤气水量。
Mark+中涉及的两个煤锁相互冲压的技术，可以节省能量，这个技术也可以考虑被用在
BGL 的双煤锁中互相冲压。
就目前掌握的煤质数据，我们的长焰煤由于热稳定性差以及粒度分析中粉煤太多，因此
粉煤如何处理也是我们所要关注的焦点，电厂锅炉消耗一部分粉煤是一个渠道。除此之外要
么上型煤装置，要么就是在二期或三期的时候用一部分适合粉煤的炉型。如果仅仅使用固定
床气化技术，多份文献中还是鼓励褐煤用型煤进行气化。但这势必要增加我们的原煤成本。
当前也有部分企业曾经把固定床和气流床联合使用在煤气化工厂，这样可以解决粉煤的问题，
但哪种方法具有综合的优越性也需要综合的评价。由于我们这边的气候问题，焦油通过烧嘴
返炉可能性比较小，但如果把这些焦油直接通过某种气化炉直接气化，也许比起焦油返炉这
种方法来说更可靠些，这样的话炉子对焦油的处理量大，相应的输送管道也就变大，这样更
有利于整体化操作，也能相对容易的处理冬天焦油结冰的问题。
对于目前煤制天然气行业的气化技术选择上，新疆煤制天然气发展展望[11]一文中给出
了 Lurgi，GSP，E-GAS 这三种气化技术的比较。U-GAS 气化炉在先进的 U-GAS®气化技术
介绍及其应用在煤制天燃气项目中的可行性分析[12]一文中也做了简要的介绍。我们可以以
此作为我们选择的参考。
4. 工艺改进和建议:
煤质分析：对于我们徐矿的气化原料煤，由于我们计划中要采用多个煤矿的煤种，并且
气化炉会受到煤种成分的影响，因此，我认为我们的各个煤种应该分别进行全面的分析，了
解我们的煤种情况。除此之外对某两种煤的混合物进行煤质分析，并向一些煤质分析提供商
或者这方面的专家了解关于混合煤质性质分析变化的一些情况，以掌握我们煤矿的煤质分析
数据以及煤质混合的变化趋势，为我们以后有效地进行煤种混合和将来我们的研发及煤制天
然气技术的进一步发展做一个良好的铺垫。另外，鉴于我们将来要使用多个煤矿的原料煤和
我们初期过程技术操作的不成熟性，建议每期采用一种或两种原料煤的混煤，工艺稳定和技
术条件成熟后再考虑多个煤种的混合使用。
发电：鉴于目前环境和能效方面的要求越来越高，而且 IGCC 模式也日益成为当今世界
节能的新模式，虽然现在单单一个 IGCC 电厂的成本很高，但随着技术的发展，成本也将不
断降低。但对于一个利用煤气化技术发展天然气的企业来说，煤气化多联产技术的成本要比
单独的 IGCC 发电模式要廉价得多。因此我建议我们今后可以关注和了解这方面的信息，
在将来我们技术成熟的情况下，分流一股粗煤气，利用 IGCC 模式发电，这比单纯的建一个
电厂或者 IGCC 电厂成本要低得多能效也会相应提高，而且对环境的改善也会起到很好地保
护作用。以及我们以后制冷所需要补充的液氨，以及低温甲醇洗单元所需要补充的甲醇，都
可以通过煤气化多联产模式提供，即建一个小型的氨气合成装置和甲醇合成装置，这对整合
对于我们的 40 亿 Nm3
天然气以及以后的二期项目都是非常有力的，并且从长远看能够很好
地降低我们的资本成本，这部分在美国大平原的煤气化厂已经用实践得到证明。

13. 气体管路整合：通过对整个工艺流程的理解，根据我个人的观点，某些管路存在着不合
理或者浪费能源或增加投资的可能性。所以就这些气体流路的整合提出自己的一点建议。第
一，煤锁气的处理，原有设计中的煤锁气或者是被再次加压回管路或者直接经火炬后放空，
对于我们这样一个煤气化系统压力高的系统而言，这种方式的成本会比较高也不节能。为什
么不把这部分气体直接送到电厂锅炉烧掉呢？第二，在原有的设计思路中，煤气水分离工艺，
酚氨回收工艺以及低温甲醇洗的膨胀气都要整合在一起进入硫回收工段进行酸性气吸收的，
但这部分气体中的 H2S 含量很低，将会影响到进入硫回收工段 H2S 的浓度，以及增加流量，
进而增加硫回收段的相对成本。这部分气体为什么不也送入电厂锅炉呢？第三，如果我们使
用带尾气处理的SCOT 硫回收工艺，他们在第三个还原性反应器后气体几乎全部变成了H2S，
之后他们的处理方式是再加一个尾气吸收装置，溶液再生装置，以及焚烧器和火炬。既然我
们的低温甲醇洗工艺的作用和他们所附加的后边的这几个工艺的作用相同，那么我们为什么
不把 SCOT 第三个反应器出来的气体直接再循环回到低温甲醇洗的吸收塔呢？这样就形成
了一个内循环，含硫气体就不会被排除到外界，而是一直在这个系统中循环，硫化合物也仅
仅在硫回收阶段以硫产品的形式排出系统。这样不仅满足了硫排放的要求而且也不需要再上
一套吸收再生及焚烧设备。另一种更好地解决方法就是，把第二个或第三个克劳斯反应器的
尾气直接送入电厂锅炉烧掉。第四，关于开车气体排放和事故气体排放，这些气体的常规手
段是采用就近火炬放空，这种方式对于环境也会造成较大的影响。就目前的成熟技术而言，
这部分气体也可以直接排入电厂锅炉烧掉。因此这部分我所叙述的以上四个问题，我建议在
今后的设计中考虑把这四部分气体整合后直接送入锅炉烧掉。而且这些部分的气体在锅炉中
焚烧已经在美国大平原的煤气化装置中得到了很好地体现。
参考文献：
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coal to SNG 2012, Beijing, China 2012.1
[2] http://mh.job1001.com/vvip/cm1329205333657/
[3] 胡工课件
[4] Practical experience gained during the first twenty years of operation of the great plains
gasification plant and implication for future projects，April, 2006.
[5] 卢工课件
[6] 师工课件
[7] 荷兰荷丰硫回收交流课件
[8] 潘工课件
[9] 李生延，甲烷化工艺技术讲解，2012.8.24
[10] Song, 火力发电厂生产基本知识
[11] 张锦跃，新疆煤制天然气发展展望，中国五环工程有限公司，2012.1
[12] Synthesis energy systems, 先进的 U-GAS®气化技术介绍及其应用在煤制天燃气项目中
的可行性分析，2010.10
致谢：
感谢徐矿集团新疆煤制天然气项目部给我们提供这次绝佳的培训机会，也感谢技术部各
位专工的认真讲解让我对整个煤制气工艺有了一个进一步的认识和了解。