專利名稱：一種蘭炭尾氣制液化天然氣的方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明屬于天然氣制備方法領(lǐng)域，特別涉及一種利用蘭炭尾氣制天然氣的方法。
背景技術(shù)：
蘭炭又稱半焦，是以侏羅紀(jì)不粘煤和弱粘煤為原料，采用中低溫干餾工藝生產(chǎn)的一種高固定碳含量的固體物質(zhì)，因其在燃燒時產(chǎn)生藍色火焰而得名。生產(chǎn)蘭炭的同時副產(chǎn)蘭炭尾氣和煤焦油，目前每生產(chǎn)一噸蘭炭大約副產(chǎn)700Nm3尾氣，熱值1700-2000大卡。2010年全國的蘭炭產(chǎn)量約1000萬噸，即副產(chǎn)蘭炭尾氣約70億Nm3。十二五期間，我國蘭炭市場預(yù)計達5000萬噸/年以上，即蘭炭尾氣量將達到350億Nm3/年。如果不能對這些蘭炭尾氣進行合理的利用，勢必對環(huán)境造成嚴(yán)重影響，并影響到整個蘭炭產(chǎn)業(yè)的發(fā)展。蘭炭尾氣因煤質(zhì)、工況等的不同其組成也有一定的區(qū)別，常規(guī)蘭炭尾氣組成如表 I :
表I典型蘭炭尾氣組成
主要組份 |h2 Ich4 Ico Ico2 IcnH11 In2 Io2Ih2O
丨20 28卜 10 |l4 18 |8 12 |l 3I37 43 |o. I 0.5 |飽和
另外蘭炭尾氣中還含有焦油、苯、萘、酚、粉塵、硫化物、氨、重金屬等雜質(zhì)。從蘭炭尾氣的組成可知，蘭炭尾氣中的氫氣、甲烷和一氧化碳都是十分寶貴的化工原料。如果將其進行有效的利用，不僅可以減少直接排放蘭炭尾氣所造成的環(huán)境污染，還可以為蘭炭企業(yè)創(chuàng)造經(jīng)濟效益。前幾年，由于蘭炭企業(yè)規(guī)模較小，很少有企業(yè)對蘭炭尾氣進行利用，蘭炭尾氣一般直接排放到大氣中。近年來，隨著國家對環(huán)保的重視和蘭炭產(chǎn)業(yè)的整合發(fā)展，蘭炭尾氣的利用越來越受到了蘭炭企業(yè)的重視。目前，蘭炭企業(yè)主要將蘭炭尾氣用于燃燒發(fā)電，生產(chǎn)鎂合金和燒石灰等。近年來，隨著我國經(jīng)濟的發(fā)展，對能源的需求越來越大，特別是對清潔能化天然氣的需求更是逐年增加。目前，我國天然氣消費量占基礎(chǔ)能源消費的比重僅為3. 67%，而世界平均水平為23. 76%。作為高效清潔能源，天然氣有望在節(jié)能減排的大環(huán)境中，大幅提高其在我國基礎(chǔ)能源消費結(jié)構(gòu)中的比例，對于我國實現(xiàn)節(jié)能減排目標(biāo)是最有效的途徑。據(jù)預(yù)測，在今后的5到10年內(nèi)，我國天然氣的消費增速都將保持在15%以上，進口依存度將不斷上升。我國2010年進口 LNG 936萬噸，數(shù)量比2009年增加了 69%，中國2011年的LNG進口量將增加到1200萬噸。蘭炭尾氣因為其組成的獨特性和所含雜質(zhì)的復(fù)雜性，目前還沒有以蘭炭尾氣為原料制天然氣的相關(guān)報道。如能以蘭炭尾氣為原料生產(chǎn)LNG，一方面為蘭炭尾氣的清潔利用提供了一種新的可選方案，另一方面變廢為寶，實現(xiàn)了工業(yè)排放氣的資源化利用。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明的目的在于提出一種適用于蘭炭尾氣的制天然氣方法。本發(fā)明目的通過下述技術(shù)方案來實現(xiàn)(I)壓縮采用往復(fù)式壓縮機或者離心式壓縮機，將蘭炭尾氣壓縮至0. 5 5. 5MPa (優(yōu)選 0. 5MPa、2. lMPa、5. 5MPa)。(2)預(yù)凈化將蘭炭尾氣經(jīng)過預(yù)凈化處理，脫除其中的大分子雜質(zhì)，得到粗凈化的
蘭炭尾氣。本凈化方法可采用變溫吸附的方法，如中國發(fā)明申請?zhí)枮?00810045657. 4的“焦?fàn)t氣干法凈化變溫吸附工藝”中公開的凈化處理方法，也可采用溶液吸收等常規(guī)凈化技術(shù)，脫除蘭炭尾氣中的焦油、萘、苯以及粉塵等大分子雜質(zhì)，制得粗凈化的蘭炭尾氣。(3)耐硫變換粗凈化的蘭炭尾氣經(jīng)耐硫變換時，在催化劑的作用下經(jīng)變換反應(yīng)CCHH2O — H2+C02，調(diào)節(jié)氣體中H2、C0和CO2的比例，并脫除氧及其它雜質(zhì)，同時將氣體中的部分有機硫轉(zhuǎn)化為無機硫，得到H2含量增加、CO含量減少的變換氣。粗凈化的蘭炭尾氣配入水蒸汽，使原料氣中水蒸汽/干氣摩爾比為0. 06 0. 12， 經(jīng)換熱達到變換所需的溫度200 260°C進入變換爐發(fā)生變換反應(yīng)。(4)深度凈化
a)脫硫脫碳可采用低溫甲醇洗、NHD法或其它濕法脫硫脫碳方法。通過本工段H2S降低至20mg/Nm3以下，CO2體積比從17 21%降至I. 0 9. 0% (優(yōu)選3. 86 8. 17，更優(yōu)選
3.86,8. 17)。脫除的硫化物副產(chǎn)硫膏，CO2可進一步提濃利用。經(jīng)耐硫變換和脫硫脫碳處理后的混合氣中(H2-CO2) / (C0+C02)的摩爾比為2. 5 4. O。b)精脫硫
可采用加氫+氧化鋅精脫硫工藝。脫硫脫碳后的蘭炭尾氣進入加氫催化劑層(可用主要活性金屬為Co-Mo、Ni-Mo或Fe-Mo的加氫催化劑)，然后通過精脫硫催化劑層(可用氧化鋅或特種活性炭)。凈化后蘭炭尾氣中總硫< 0. lmg/Nm3。(5)甲烷化反應(yīng)
采用2級以上甲烷化反應(yīng)，得到以甲烷為主的氣體混合物，甲烷合成可采用多級無循環(huán)一次通過甲烷化工藝或帶循環(huán)絕熱甲烷化工藝。多級無循環(huán)一次通過甲烷化工藝其中前端甲烷化部分由至少2個甲烷化爐串聯(lián)組成，后段甲烷化部分由I個或2個以上甲烷化爐串聯(lián)組成，得到的富甲烷氣經(jīng)分離后得到產(chǎn)品天然氣
A)其中前端甲烷化部分
(1)一級甲烷化反應(yīng)利用經(jīng)凈化及氫碳比調(diào)整處理后的蘭炭尾氣為原料，加熱至250 300°C后與水蒸汽混合，水蒸汽與蘭炭尾氣的體積比為0. 05 0. 3:1(優(yōu)選0. 25:1)，進入第一甲烷化爐，在鎳系甲烷化催化劑的作用下發(fā)生甲烷化反應(yīng)，反應(yīng)壓力為0.5
2.IMPa (優(yōu)選 2. IMPa)；
(2)—級之后的各級甲烷化反應(yīng)前一級甲烷化反應(yīng)的甲烷化爐出口氣體溫度降至250 300°C (優(yōu)選250°C、30(TC)進入后一級甲烷化反應(yīng)的甲烷化爐，在鎳系甲烷化催化劑的作用下發(fā)生甲烷化反應(yīng)，反應(yīng)壓力為0. 5 2. IMpa (優(yōu)選2. IMPa)；
B)其中后段甲烷化部分
前端甲烷化部分的最后一級甲烷化反應(yīng)的甲烷化爐出口氣體經(jīng)氣液分離分離出液態(tài)水，氣液分離后的反應(yīng)氣升溫至300 350°C (優(yōu)選300°C)后依次進入串聯(lián)的各甲烷化爐。作為優(yōu)選方式，所述前端甲烷化部分由2 4個(更優(yōu)選2 3)甲烷化爐串聯(lián)組成，后段甲烷化部分由I 2個甲烷化爐串聯(lián)組成。作為優(yōu)選方式，所述前端甲烷化部分由3個甲烷化爐串聯(lián)組成，后段甲烷化部分為I個甲烷化爐，其中前端甲烷化部分的一級甲烷化反應(yīng)的出口溫度為550 650°〇(優(yōu)選574 6101，進一步優(yōu)選為5741、5751、610°0，二級甲烷化反應(yīng)的出口溫度為400 580°C (優(yōu)選423 451°C，進一步優(yōu)選為423°C、451°C)，三級甲烷化反應(yīng)的出口溫度為300 400°C (優(yōu)選323°C);后段甲烷化部分的甲烷化爐出口溫度為300 355 °C (優(yōu)選304 352 °C，進一步優(yōu)選為304°C、329°C、352°C )。帶循環(huán)絕熱甲烷化工藝以深度凈化后的蘭炭尾氣為原料，采用至少2級甲烷化反應(yīng)得到富甲烷氣，包括前端甲烷化部分和后段甲烷化部分，其中前端甲烷化部分由至少2個(優(yōu)選2 3)甲烷化爐串聯(lián)組成，后段甲烷化部分由I個或2個以上(優(yōu)選I 2)甲烷化爐串聯(lián)組成 A)其中前端甲烷化部分將經(jīng)凈化及氫碳比調(diào)整處理后的蘭炭尾氣預(yù)熱至250 300°C后，按前端甲烷化部分的甲烷化爐數(shù)量分成若干股(各股按使得各反應(yīng)器負荷相當(dāng)進行分配)，分別進入各級甲烷化爐
(1)一級甲烷化反應(yīng)前端甲烷化部分的最后一級甲烷化爐出口氣體分成兩股，一股進入后段甲烷化部分，另一股經(jīng)冷卻、分離掉水份、增壓至0.5 2. IMPa(優(yōu)選2. IMPa)后作為循環(huán)氣，與原料蘭炭尾氣、水蒸汽混合，進入第一甲烷化爐，在鎳系甲烷化催化劑的作用下發(fā)生甲烷化反應(yīng)，反應(yīng)壓力為0. 5 2. IMPa，其中水蒸汽與反應(yīng)氣(反應(yīng)氣為新鮮蘭炭尾氣+循環(huán)氣，下同)的體積比為0.05 0.3 (優(yōu)選0.05 0. 18，更優(yōu)選0.05、0. 13,0. 18)，循環(huán)氣與總進口氣量(總進口氣量為水蒸汽與蘭炭尾氣、循環(huán)氣三者總和，下同)之比為0.2
1.0 (優(yōu)選 0. 5 0. 65，更優(yōu)選 0. 5,0. 6,0. 65)；
(2)—級之后的各級甲烷化反應(yīng)前一級甲烷化反應(yīng)的甲烷化爐出口氣體換熱降溫至250 300°C (優(yōu)選260 300°C，更優(yōu)選300°C )后，與原料蘭炭尾氣混合后，進入后一級甲烷化反應(yīng)的甲烷化爐，在鎳系甲烷化催化劑的作用下發(fā)生甲烷化反應(yīng)，反應(yīng)壓力為0. 5
2.IMpa (優(yōu)選 2. IMPa)；
B)其中后段甲烷化部分前端甲烷化部分的最后級甲烷化反應(yīng)的甲烷化爐出口氣體經(jīng)氣液分離分離出液態(tài)水，氣液分離后的反應(yīng)氣升溫至300 350°C (優(yōu)選300°C)后依次進入串聯(lián)的各甲烷化爐。作為優(yōu)選，所述各級甲烷化爐出口氣體經(jīng)廢熱鍋爐回收熱量降溫并副產(chǎn)蒸汽后進入后一級甲烷化爐。所述一級甲烷化反應(yīng)中的水蒸汽來自于所述副產(chǎn)蒸汽。所述甲烷化催化劑采用西南化工研究設(shè)計院的CNJ-6型甲烷化催化劑。通過該工藝，充分利用了反應(yīng)過程中產(chǎn)生的熱量副產(chǎn)蒸汽，將CO和CO2甲烷化使得CH4產(chǎn)量提高約3/2，液化后作為液化天然氣(LNG)出售，剩余的氮氣可以外供，提高了蘭炭尾氣的附加值。( 6 )深冷分離液化
a)脫水脫碳可采用分子篩脫水和C02。b)深冷分離液化
得到的富甲烷氣冷卻脫水脫碳后進入深冷分離液化工序，進液化之前脫水脫碳控制H2O小于lppm，CO2小于50ppm。采用帶精餾的深冷分離液化工藝，在精鎦塔的塔釜得到LNG，LNG的收率為99% ;塔頂?shù)玫?9. 5%的氮氣。
深冷分離可采用博萊克？？威奇公司的PRICO 單循環(huán)混合冷劑制冷工藝，液化經(jīng)過處理的原料氣并生產(chǎn)LNG產(chǎn)品。深冷分離也可采用中國專利申請?zhí)枮?00910310615. 3或200910310655. 8的“一
種利用焦?fàn)t氣制備液化天然氣的方法”中公開的工藝。本發(fā)明的有益效果本發(fā)明所提供蘭炭尾氣制天然氣的方法，針對蘭炭尾氣的組成及反應(yīng)特點，采取特定的工藝步驟及其特定的控制參數(shù)，可以針對性地處理蘭炭尾氣，填補了蘭炭尾氣制液化天然氣的空白，通過該方法可將工業(yè)排放氣蘭炭尾氣制備成我國緊缺的清潔能源液化天然氣(LNG)，并副產(chǎn)氮氣和硫膏等，甲烷純度為99%，LNG收率為99%，并得到99. 5%的氮氣，同時有效回收甲烷化反應(yīng)所放出的熱量生產(chǎn)中高壓蒸汽。(I)通過本發(fā)明所提供的以蘭炭尾氣生產(chǎn)液化天然氣方法，可制得我國緊缺的清潔能源和化工原料液化天然氣。 (2)通過本發(fā)明所生產(chǎn)的液化天然氣與GB/T 19204-2003 (液化天然氣的一般特性)描述相符，液化天然氣經(jīng)復(fù)熱后制得的天然氣或壓縮天然氣產(chǎn)品質(zhì)量指標(biāo)明顯優(yōu)于GB17820-1999 (天然氣)和GB18047-2000 (壓縮天然氣)的規(guī)定。(3)通過本發(fā)明所提供的以蘭炭尾氣生產(chǎn)液化天然氣方法，一方面為工業(yè)排放氣蘭炭尾氣的清潔利用提供了一條新的可選途徑，另一方面將本技術(shù)的產(chǎn)品液化天然氣作為清潔能源使用，實現(xiàn)了蘭炭尾氣綜合利用的雙向減排。


圖I是本發(fā)明的工藝流程框圖。
具體實施例方式下列非限制性實施例用于說明本發(fā)明。實施例I
如圖I所示，本實施例蘭炭尾氣主要組成(vol%)為=H2 28. 2，CH4 :7. 3，CO :16. 0，CO2 10，CnHm :0. 5，N2 37. 9，O2 :0. I。氣量 IOOOkmol，溫度 40。。。(I)采用往復(fù)式壓縮機將蘭炭尾氣壓縮至5. 5MPa ；
(2)預(yù)凈化
采用干法凈化變溫吸附方法，脫除蘭炭尾氣中的焦油、萘、苯以及粉塵等大分子雜質(zhì)，制得粗凈化的蘭炭尾氣。(3)耐硫變換
預(yù)處理后的蘭炭尾氣中部分一氧化碳與水蒸汽在耐硫變換催化劑作用下生成氫氣和二氧化碳，以調(diào)節(jié)氣體中h2、CO和CO2的比例。同時脫除氧氣和其它雜質(zhì)，并將部分有機硫轉(zhuǎn)化為無機硫。該工序配入一定量的水蒸汽，使原料氣中水蒸汽/干氣摩爾比為0. 06 0. 12，經(jīng)換熱達到變換所需的溫度200 260°C進入變換爐發(fā)生變換反應(yīng)。(4)深度凈化 a)脫硫脫碳
經(jīng)部分變換處理后的蘭炭尾氣進入MDEA脫硫脫碳系統(tǒng)，并采用克勞斯+還原吸收技術(shù)回收硫磺，變換氣中H2S含量低于20mg/Nm3，C02降至體積比I. 86% ;脫硫脫碳后的混合氣中(H2-CO2)/ (C0+C02)的摩爾比為 2. 5 4. 0，其主要組成(vol%)為=H2 :38. 22，CH4 :7. 87，CO :8. 61，CO2 :3. 86，CnHm :0. 53，N2 :40. 91，氣量 923. 7kmol。b)深度凈化
經(jīng)脫硫脫碳處理后的氣體進入深度凈化系統(tǒng)，脫除其中殘余的硫化物、氯化物、氨以及重金屬等，以滿足后續(xù)甲烷化工序的對原料氣的要求。將原料氣中的總硫脫至< 0. Img/Nm3，得到凈化后的蘭炭尾氣。(5)甲烷化
采用三級無循環(huán)一次通過甲烷化工藝。經(jīng)深度凈化處理后的原料氣進入甲烷化系統(tǒng)發(fā)生甲烷化反應(yīng)，并副產(chǎn)蒸汽和預(yù)熱原料氣以回收余熱。反應(yīng)壓力為0. 5 2. IMpa0該原料氣經(jīng)預(yù)熱并與蒸汽混合后進入第一甲烷化爐，其中水蒸汽與蘭炭尾氣的體 積比約為0. 25:1。原料氣進入第一甲烷化爐溫度不低于250°C，出口溫度約610°C。第一甲烷化爐出口氣體經(jīng)廢熱鍋爐回收熱量并副產(chǎn)蒸汽，氣體溫度300°C左右進入第二甲烷化爐，進行二段甲烷化反應(yīng)，反應(yīng)爐出口溫度約451°C。第二甲烷化爐出口氣體經(jīng)廢熱鍋爐回收熱量并副產(chǎn)蒸汽，氣體進一步冷卻至約60°C，然后進入氣液分離器分離出液態(tài)水。出氣液分離器的反應(yīng)氣經(jīng)升溫至溫度300°C左右進入第三甲烷化爐，進行三段甲烷化反應(yīng)，反應(yīng)爐出口溫度約352 °C。第三甲烷化爐出口氣體主要組成(體積百分數(shù))如下H2 :3. 7，CH4 :30. 77，CO2
2.29，N2 63. 24，氣量 597. 5kmol。(6)深冷分離液化 a)脫水脫碳
采用分子篩脫水脫碳工藝，保證進入深冷分離液化系統(tǒng)中H2O ( lppm, CO2 ( 50ppm。b)深冷分離液化
采用帶精餾的深冷分離液化工藝，甲烷化后的氣體經(jīng)脫水脫碳進入深冷分離液化裝置。在精餾塔精餾的作用下，從產(chǎn)品中分離出氫氣/氮氣至塔頂，塔釜得到99%純度的甲烷。本實施例中LNG產(chǎn)量為183. 8kmol，甲烷收率為99%。氮氣主要組成(vol%)為=H2:0. 2，CH4 :0. 3，N2 :99. 5，氣量 413. 7kmol。
實施例2
如圖I所示，本實施例蘭炭尾氣主要組成(vol%)為=H2 28. 2，CH4 :7. 3，CO :16. 0，CO2 10，CnHm :0. 5，N2 37. 9，O2 :0. I。氣量 IOOOkmol，溫度 40。。。(I)采用往復(fù)式壓縮機將蘭炭尾氣壓縮至5. 5MPa ；
(2)預(yù)凈化
采用干法凈化變溫吸附方法，脫除蘭炭尾氣中的焦油、萘、苯以及粉塵等大分子雜質(zhì)，制得粗凈化的蘭炭尾氣。(3)耐硫變換
預(yù)處理后的蘭炭尾氣中部分一氧化碳與水蒸汽在耐硫變換催化劑作用下生成氫氣和二氧化碳，以調(diào)節(jié)氣體中h2、CO和CO2的比例。同時脫除氧氣和其它雜質(zhì)，并將部分有機硫轉(zhuǎn)化為無機硫。該工序配入一定量的水蒸汽，使原料氣中水蒸汽/干氣摩爾比為0. 06 0. 12，經(jīng)換熱達到變換所需的溫度200 260°C進入變換爐發(fā)生變換反應(yīng)。
(4)深度凈化
a)脫硫脫碳
經(jīng)部分變換處理后的蘭炭尾氣進入MDEA脫硫脫碳系統(tǒng)，并采用克勞斯+還原吸收技術(shù)回收硫磺，變換氣中H2S含量低于20mg/Nm3，C02降至體積比 8. 17% ;脫硫脫碳后的混合氣中(H2-CO2)/ (C0+C02)的摩爾比為 2. 5 4. 0，其主要組成(vol%)為=H2 :41. 46，CH4 :7. 52，CO :3. 26，CO2 :8. 17，CnHm :0. 50，N2 :39. 09，氣量 966. 8kmol。b)深度凈化
經(jīng)脫硫脫碳處理后的氣體進入深度凈化系統(tǒng)，脫除其中殘余的硫化物、氯化物、氨以及重金屬等，以滿足后續(xù)甲烷化工序的對原料氣的要求。將原料氣中的總硫脫至< 0. Img/Nm3，得到凈化后的蘭炭尾氣。(5)甲烷化
采用四級無循環(huán)一次通過甲烷化工藝。經(jīng)深度凈化處理后的原料氣進入甲烷化系統(tǒng)發(fā)生甲烷化反應(yīng)，并副產(chǎn)蒸汽和預(yù)熱原料氣以回收余熱。反應(yīng)壓力為0. 5 2. IMpa0該原料氣經(jīng)預(yù)熱并與蒸汽混合后進入第一甲烷化爐，其中水蒸汽與蘭炭尾氣的體積比約為0. 25:1。原料氣進入第一甲烷化爐溫度不低于250°C，出口溫度約574°C。第一甲烷化爐出口氣體經(jīng)廢熱鍋爐回收熱量并副產(chǎn)蒸汽，氣體溫度300°C左右進入第二甲烷化爐，進行二段甲烷化反應(yīng)，反應(yīng)爐出口溫度約423°C。第二甲烷化爐出口氣體經(jīng)廢熱鍋爐回收熱量并副產(chǎn)蒸汽，氣體溫度300°C左右進入第三甲烷化爐，進行三段甲烷化反應(yīng)，反應(yīng)爐出口溫度約323 °C。第三甲烷化爐出口氣體經(jīng)廢熱鍋爐回收熱量并副產(chǎn)蒸汽，氣體進一步冷卻至約60°C，然后進入氣液分離器分離出液態(tài)水。出氣液分離器的反應(yīng)氣經(jīng)升溫至300°C后進入第四甲烷化反應(yīng)器，反應(yīng)爐出口溫度約329 °C。從第四甲烷化爐出來的干氣氣體組成(Vol%)為=H2 :0. 64，CH4 :32. 77，CO2 :0. 79，N2 65. 68，氣量 574. 5kmol。(6)深冷分離液化 a)脫水脫碳
采用分子篩脫水脫碳工藝，保證進入深冷分離液化系統(tǒng)中H2O ( lppm, CO2 ( 50ppm。b)深冷分離液化
采用帶精餾的深冷分離液化工藝，甲烷化后的氣體經(jīng)脫水脫碳進入深冷分離液化裝置。在精餾塔精餾的作用下，從產(chǎn)品中分離出氫氣/氮氣至塔頂，塔釜得到99%純度的甲烷。本實施例中LNG產(chǎn)量為188. 3kmol,甲烷收率為99%。氮氣主要組成(vol%)為=H2:6. 3，CH4 :0. 3，CO :0. 84，N2 :93. 4，氣量 386kmol。實施例3
本實施例蘭炭尾氣主要組成(vol%)為=H2 28. 2，CH4 :7. 3，CO :16. OjCO2 10, CnHm :0. 5，N2 37. 9，O2 :0. I。氣量 IOOOkmol，溫度 40。。。(I)采用往復(fù)式壓縮機將蘭炭尾氣壓縮至2. IMPa。(2)預(yù)凈化
采用干法凈化變溫吸附方法，脫除蘭炭尾氣中的焦油、萘、苯以及粉塵等大分子雜質(zhì)，制得粗凈化的蘭炭尾氣。
(3)耐硫變換
預(yù)處理后的蘭炭尾氣中部分一氧化碳與水蒸汽在耐硫變換催化劑作用下生成氫氣和二氧化碳，以調(diào)節(jié)氣體中h2、CO和CO2的比例。同時脫除氧氣和其它雜質(zhì)，并將部分有機硫轉(zhuǎn)化為無機硫。該工序配入一定量的水蒸汽，使原料氣中水蒸汽/干氣摩爾比為0. 06 0. 12，經(jīng)換熱達到變換所需的溫度200 260°C進入變換爐發(fā)生變換反應(yīng)。(4)深度凈化 a)脫硫脫碳
經(jīng)部分變換處理后的蘭炭尾氣進入MDEA脫硫脫碳系統(tǒng)，并采用克勞斯+還原吸收技術(shù)回收硫磺，變換氣中H2S含量低于20mg/Nm3，C02降至體積比 8. 17%。脫硫脫碳后的混合氣·中(H2-CO2)/ (C0+C02)的摩爾比為 2. 5 4. 0，其主要組成(vol%)為=H2 :41. 46，CH4 :7. 52，CO :3. 26，CO2 :8. 17，CnHm :0. 5，N2 :39. 9，氣量 967kmol。b)深度凈化
經(jīng)脫硫脫碳處理后的氣體進入深度凈化系統(tǒng)，脫除其中殘余的硫化物、氯化物、氨以及重金屬等，以滿足后續(xù)甲烷化工序的對原料氣的要求。將原料氣中的總硫脫至< 0. Img/Nm3，得到凈化后的蘭炭尾氣。(5)甲烷化
采用五級無循環(huán)一次通過甲烷化工藝。經(jīng)深度凈化處理后的原料氣進入甲烷化系統(tǒng)發(fā)生甲烷化反應(yīng)，并副產(chǎn)蒸汽和預(yù)熱原料氣以回收余熱。反應(yīng)壓力為0. 5 2. IMpa。該原料氣經(jīng)預(yù)熱并與蒸汽混合后進入第一甲烷化爐，其中水蒸汽與蘭炭尾氣的體積比約為0. 25:1。原料氣進入第一甲烷化爐溫度不低于250°C，出口溫度約575°C。第一甲烷化爐出口氣體經(jīng)廢熱鍋爐回收熱量并副產(chǎn)蒸汽，氣體溫度300°C左右進入第二甲烷化爐，進行二段甲烷化反應(yīng)，反應(yīng)爐出口溫度約423°C。第二甲烷化爐出口氣體經(jīng)廢熱鍋爐回收熱量并副產(chǎn)蒸汽，氣體溫度300°C左右進入第三甲烷化爐，進行三段甲烷化反應(yīng)，反應(yīng)爐出口溫度約323 °C。第三甲烷化爐出口氣體經(jīng)廢熱鍋爐回收熱量并副產(chǎn)蒸汽，氣體進一步冷卻至約60°C，然后進入氣液分離器分離出液態(tài)水。出氣液分離器的反應(yīng)氣經(jīng)升溫至300°C后進入第四甲烷化反應(yīng)器，反應(yīng)爐出口溫度約304°C。然后進入第五甲烷化反應(yīng)器，反應(yīng)后的干氣氣體組成(Vol%)為H2 :0. 55，CH4 32. 82，CO2 :0. 76，N2 :65. 84，氣量 574. Ikmol。(6)深冷分離液化 a)脫水脫碳
將甲烷化后氣體增壓至4. 5^5. 5MPa后進入脫水脫碳工序。采用分子篩脫水脫碳工藝，保證進入深冷分離液化系統(tǒng)中H2O ( lppm,CO2 ^ 50ppm。b)深冷分離液化
采用帶精餾的深冷分離液化工藝，甲烷化后的氣體經(jīng)脫水脫碳進入深冷分離液化裝置。在精餾塔精餾的作用下，從產(chǎn)品中分離出氫氣/氮氣至塔頂，塔釜得到99%純度的甲烷。本實施例中LNG產(chǎn)量為188. 4kmol,甲烷收率為99%。
氮氣主要組成(vol%)為=H20. 3，CH4 :0. 3，N2 :99. 4，氣量 385. 7kmol。
實施例4
本實施例蘭炭尾氣主要組成(vol%)為=H2 28. 2，CH4 :7. 3，CO :16. OjCO2 10, CnHm :0. 5，N2 37. 9，O2 :0. I。氣量 IOOOkmol，溫度 40。。。(I)采用往復(fù)式壓縮機將蘭炭尾氣壓縮至0. 5MPa ；
(2)預(yù)凈化
采用干法凈化變溫吸附方法，脫除蘭炭尾氣中的焦油、萘、苯以及粉塵等大分子雜質(zhì)，制得粗凈化的蘭炭尾氣。 (3)耐硫變換
預(yù)處理后的蘭炭尾氣中部分一氧化碳與水蒸汽在耐硫變換催化劑作用下生成氫氣和二氧化碳，以調(diào)節(jié)氣體中h2、CO和CO2的比例。同時脫除氧氣和其它雜質(zhì)，并將部分有機硫轉(zhuǎn)化為無機硫。該工序配入一定量的水蒸汽，使原料氣中水蒸汽/干氣摩爾比為0. 06 0. 12，經(jīng)換熱達到變換所需的溫度200 260°C進入變換爐發(fā)生變換反應(yīng)。(4)深度凈化 a)脫硫脫碳
經(jīng)部分變換處理后的蘭炭尾氣進入MDEA脫硫脫碳系統(tǒng)，并采用克勞斯+還原吸收技術(shù)回收硫磺，變換氣中H2S含量低于20mg/Nm3，C02降至體積比I. 86%。脫硫脫碳后的混合氣中(H2-CO2) / (C0+C02)的摩爾比為 2. 5 4. 0，其主要組成(vol%)為 H2 :38. 22，CH4 :7. 87，CO :8. 61，CO2 :3. 86，CnHm :0. 53，N2 :40. 91，氣量 899. Ikmol。b)深度凈化
經(jīng)脫硫脫碳處理后的氣體進入深度凈化系統(tǒng)，脫除其中殘余的硫化物、氯化物、氨以及重金屬等，以滿足后續(xù)甲烷化工序的對原料氣的要求。將原料氣中的總硫脫至< 0. Img/Nm3，得到凈化后的蘭炭尾氣。(5)甲烷化
采用三級帶循環(huán)的絕熱甲烷化工藝。經(jīng)深度凈化處理后的原料氣進入甲烷化系統(tǒng)發(fā)生甲烷化反應(yīng)，并副產(chǎn)蒸汽和預(yù)熱原料氣以回收余熱。前端甲烷化部分第一、二甲烷化爐；后段甲烷化部分第三甲烷化爐。該原料氣經(jīng)預(yù)熱至250 300°C后分成兩股，第一股氣量450kmol，與蒸汽及循環(huán)回來的反應(yīng)氣混合后進入第一甲烷化爐反應(yīng)。其中水蒸汽與反應(yīng)氣的體積比為0. 18，循環(huán)比為0.5，原料氣進入第一甲烷化爐溫度不低于260°C，出口溫度約442°C。第一甲烷化爐出口氣體經(jīng)廢熱鍋爐副產(chǎn)蒸汽，氣體溫度300°C左右與第二股原料氣(550kmol)混合后進入第二甲烷化爐，出口溫度約438°C。從第二甲烷化爐出來的氣體經(jīng)廢熱鍋爐換熱后分成兩股，一股氣體約300°C進入后續(xù)的第三甲烷化爐進行甲烷化反應(yīng)。另一股氣體經(jīng)冷卻約60°C、分離掉水份后經(jīng)壓縮機增壓至 2. IMPa后作為循環(huán)氣進入第一甲烷化爐。第三甲烷化爐出口溫度約320°C。從第三甲烷化爐出來的干氣氣體組成(Vol%)為H2 :0. 56，CH4 32. 58，CO2 :1. 56，N2 :65. 29，氣量 627kmol。將甲烷化后氣體增壓至4. 5^5. 5MPa后進入深冷分離液化工序。
(6)深冷分離液化 a)脫水脫碳
采用分子篩脫水脫碳工藝，保證進入深冷分離液化系統(tǒng)中H2O ( lppm, CO2 ( 50ppm。b)深冷分離液化
采用帶精餾的深冷分離液化工藝，甲烷化后的氣體經(jīng)脫水脫碳進入深冷分離液化裝置。在精餾塔精餾的作用下，從產(chǎn)品中分離出氫氣/氮氣至塔頂，塔釜得到99%純度的甲烷。本實施例中LNG產(chǎn)量為204kmol，甲烷收率為99%。氮氣主要組成(vol%)為=H2:0. 2，CH4 :0. 3，N2 :99. 5，氣量 423kmol。實施例5
本實施例蘭炭尾氣主要組成(vol%)為=H2 28. 2，CH4 :7. 3，CO :16. OjCO2 10, CnHm :0. 5， N2 37. 9，O2 :0. I。氣量 IOOOkmol，溫度 40。。。(I)采用往復(fù)式壓縮機將蘭炭尾氣壓縮至5. 5MPa ；
(2)預(yù)凈化
采用干法凈化變溫吸附方法，脫除蘭炭尾氣中的焦油、萘、苯以及粉塵等大分子雜質(zhì)，制得粗凈化的蘭炭尾氣。(3)耐硫變換
預(yù)處理后的蘭炭尾氣中部分一氧化碳與水蒸汽在耐硫變換催化劑作用下生成氫氣和二氧化碳，以調(diào)節(jié)氣體中h2、CO和CO2的比例。同時脫除氧氣和其它雜質(zhì)，并將部分有機硫轉(zhuǎn)化為無機硫。該工序配入一定量的水蒸汽，使原料氣中水蒸汽/干氣摩爾比為0. 06 0. 12，經(jīng)換熱達到變換所需的溫度200 260°C進入變換爐發(fā)生變換反應(yīng)。(4)深度凈化 a)脫硫脫碳
經(jīng)部分變換處理后的蘭炭尾氣進入MDEA脫硫脫碳系統(tǒng)，并采用克勞斯+還原吸收技術(shù)回收硫磺，變換氣中H2S含量低于20mg/Nm3，C02降至體積比I. 86%。脫硫脫碳后的混合氣中(H2-CO2)/ (C0+C02)的摩爾比為 2. 5 4. 0，其主要組成(vol%)為=H2 :38. 22，CH4 :7. 87，CO :8. 61，CO2 :3. 86，CnHm :0. 53，N2 :40. 91，氣量 899. Ikmol。b)深度凈化
經(jīng)脫硫脫碳處理后的氣體進入深度凈化系統(tǒng)，脫除其中殘余的硫化物、氯化物、氨以及重金屬等，以滿足后續(xù)甲烷化工序的對原料氣的要求。將原料氣中的總硫脫至< 0. Img/Nm3，得到凈化后的蘭炭尾氣。(5)甲烷化
采用四級帶循環(huán)的絕熱甲烷化工藝。經(jīng)深度凈化處理后的原料氣進入甲烷化系統(tǒng)發(fā)生甲烷化反應(yīng)，并副產(chǎn)蒸汽和預(yù)熱原料氣以回收余熱。前端甲烷化部分第一、二甲烷化爐；后段甲烷化部分第三、四甲烷化爐。該原料氣經(jīng)預(yù)熱至250 300°C后分成兩股，第一股氣量420kmol，與蒸汽及循環(huán)回來的反應(yīng)氣混合后進入第一甲烷化爐反應(yīng)。其中水蒸汽與反應(yīng)氣的體積比為0. 05，循環(huán)氣的循環(huán)比為
0.65，原料氣進入第一甲烷化爐溫度不低于260°C，出口溫度約463°C。第一甲烷化爐出口氣體經(jīng)廢熱鍋爐副產(chǎn)蒸汽，氣體溫度300°C左右與第二股原料氣(580kmol)混合后進入第二甲烷化爐，出口溫度約452°C。從第二甲烷化爐出來的氣體經(jīng)廢熱鍋爐換熱后分成兩股，一股氣體約300°C進入后續(xù)的第三甲烷化爐進行甲烷化反應(yīng)。另一股氣體經(jīng)冷卻約60°C、分離掉水份后經(jīng)壓縮機增壓至 2. IMPa后作為循環(huán)氣進入第一甲烷化爐。第三甲烷化爐出口溫度約350°C。從第三甲烷化爐出來的氣體經(jīng)廢熱鍋爐換熱至 300°C后進入第四甲烷化爐，氣體溫升一般小于5°C。從第四甲烷化爐出來的干氣氣體組成(Vol%)為=H2 :0. 18，CH4 :33. 05，CO2 :0. 68，N2 66. 09,氣量 622kmol。(6)深冷分離液化 a)脫水脫碳
采用分子篩脫水脫碳工藝，保證進入深冷分離液化系統(tǒng)中H2O ( lppm, CO2 ( 50ppm。b)深冷分離液化
采用帶精餾的深冷分離液化工藝，甲烷化后的氣體經(jīng)脫水脫碳進入深冷分離液化裝置。在精餾塔精餾的作用下，從產(chǎn)品中分離出氫氣/氮氣至塔頂，塔釜得到99%純度的甲烷。本實施例中LNG產(chǎn)量為205. 6kmol,甲烷收率為99%。氮氣主要組成(vol%)為=H2:0. 2，CH4 :0. 3，N2 :99. 5，氣量 417kmol。
實施例6
本實施例蘭炭尾氣主要組成(vol%)為=H2 28. 2，CH4 :7. 3，CO :16. OjCO2 10, CnHm :0. 5，N2 37. 9，O2 :0. I。氣量 IOOOkmol，溫度 40。。。(I)采用往復(fù)式壓縮機將蘭炭尾氣壓縮至2. IMPa ；
(2)預(yù)凈化
采用干法凈化變溫吸附方法，脫除蘭炭尾氣中的焦油、萘、苯以及粉塵等大分子雜質(zhì)，制得粗凈化的蘭炭尾氣。(3)耐硫變換
預(yù)處理后的蘭炭尾氣中部分一氧化碳與水蒸汽在耐硫變換催化劑作用下生成氫氣和二氧化碳，以調(diào)節(jié)氣體中h2、CO和CO2的比例。同時脫除氧氣和其它雜質(zhì)，并將部分有機硫轉(zhuǎn)化為無機硫。該工序配入一定量的水蒸汽，使原料氣中水蒸汽/干氣摩爾比為0. 06 0. 12，經(jīng)換熱達到變換所需的溫度200 260°C進入變換爐發(fā)生變換反應(yīng)。(4)深度凈化 a)脫硫脫碳
經(jīng)部分變換處理后的蘭炭尾氣進入MDEA脫硫脫碳系統(tǒng)，并采用克勞斯+還原吸收技術(shù)回收硫磺，變換氣中H2S含量低于20mg/Nm3，C02降至體積比I. 86%。脫硫脫碳后的混合氣中(H2-CO2)/ (C0+C02)的摩爾比為 2. 5 4. 0，其主要組成(vol%)為=H2 :38. 22，CH4 :7. 87，CO :8. 61，CO2 :3. 86，CnHm :0. 53，N2 :40. 91，氣量 899. Ikmol。b)深度凈化
經(jīng)脫硫脫碳處理后的氣體進入深度凈化系統(tǒng)，脫除其中殘余的硫化物、氯化物、氨以及重金屬等，以滿足后續(xù)甲烷化工序的對原料氣的要求。將原料氣中的總硫脫至< 0. Img/Nm3，得到凈化后的蘭炭尾氣。
(5)甲烷化
采用五級帶循環(huán)的絕熱甲烷化工藝。經(jīng)深度凈化處理后的原料氣進入甲烷化系統(tǒng)發(fā)生甲烷化反應(yīng)，并副產(chǎn)蒸汽和預(yù)熱原料氣以回收余熱。前端甲烷化部分第一、二、三甲烷化爐；后段甲烷化部分第四、五甲烷化爐。該原料氣經(jīng)預(yù)熱至250 300°C后分成三股，第一股氣量250kmol，與蒸汽及循環(huán)回來的反應(yīng)氣混合后進入第一甲烷化爐反應(yīng)。其中水蒸汽與反應(yīng)氣的體積比為0. 13，循環(huán)氣的循環(huán)比為0. 6，原料氣進入第一甲烷化爐溫度不低于260°C，出口溫度約469°C。第一甲烷化爐出口氣體經(jīng)廢熱鍋爐副產(chǎn)蒸汽，氣體溫度300°C左右與第二股原料氣(320kmol)混合后進入第二甲烷化爐，出口溫度約469 V。第二甲烷化爐出口氣體經(jīng)廢熱鍋爐副產(chǎn)蒸汽，氣體溫度300°C左右與第三股原料氣(430kmol)混合后進入第三甲烷化爐，出口溫度約468°C。
從第三甲烷化爐出來的氣體經(jīng)廢熱鍋爐換熱后分成兩股，一股氣體約300°C進入后續(xù)的第四甲烷化爐進行甲烷化反應(yīng)。另一股氣體經(jīng)冷卻約60°C、分離掉水份后經(jīng)壓縮機增壓至 2. IMPa后作為循環(huán)氣進入第一甲烷化爐。第四甲烷化爐出口溫度約360°C。從第四甲烷化爐出來的氣體經(jīng)廢熱鍋爐換熱至 300°C后進入第五甲烷化爐，氣體溫升一般小于5°C。從第五甲烷化爐出來的干氣氣體組成(Vol%)為=H2 :0. 15,CH4 32. 82，CO2 :1. 47，N2 65. 56，氣量 576kmol。將甲烷化后氣體增壓至4. 5^5. 5MPa后進入深冷分離液化工序。(6)深冷分離液化 a)脫水脫碳
采用分子篩脫水脫碳工藝，保證進入深冷分離液化系統(tǒng)中H2O ( lppm, CO2 ( 50ppm。b)深冷分離液化
采用帶精餾的深冷分離液化工藝，甲烷化后的氣體經(jīng)脫水脫碳進入深冷分離液化裝置。在精餾塔精餾的作用下，從產(chǎn)品中分離出氫氣/氮氣至塔頂，塔釜得到99%純度的甲烷。本實施例中LNG產(chǎn)量為189kmol，甲烷收率為99%。氮氣主要組成(vol%)為=H2:0. 2，CH4 :0. 3，N2 :99. 5，氣量 387kmol。
權(quán)利要求
1.一種蘭炭尾氣制液化天然氣的方法，其特征在于依次包括以下步驟 (1)壓縮將蘭炭尾氣壓縮至0.5 5. 5MPa ； (2)預(yù)凈化脫除蘭炭尾氣中的大分子雜質(zhì)，得到粗凈化的蘭炭尾氣； (3)耐硫變換調(diào)節(jié)氣體中H2、CO和CO2的比例，同時將部分有機硫轉(zhuǎn)化為無機硫； (4)深度凈化脫除硫和部分CO2； (5)甲烷化采用至少2級甲烷化反應(yīng)，得到以甲烷為主的富甲烷氣； (6)合成天然氣深冷分離液化。
2.如權(quán)利要求I所述的蘭炭尾氣制液化天然氣的方法，其特征在于所述耐硫變換步驟中，預(yù)凈化的蘭炭尾氣配入水蒸汽，使原料氣中水蒸汽/干氣摩爾比為0. 06 0. 12，經(jīng)換熱至溫度200 260°C進入變換爐發(fā)生變換反應(yīng)。
3.如權(quán)利要求I所述的蘭炭尾氣制液化天然氣的方法，其特征在于所述深度凈化步驟中依次包括 a)脫硫脫碳將H2S含量降至20mg/Nm3以下，CO2降至體積比I.0 9. 0%，混合氣中(H2-CO2) / (C0+C02)的摩爾比為 2. 5 4. 0 ; b)精脫硫?qū)⑻m炭尾氣中總硫降至<0. lmg/Nm3。
4.如權(quán)利要求I所述的蘭炭尾氣制液化天然氣的方法，其特征在于所述甲烷化步驟中，采用帶循環(huán)的絕熱甲烷化工藝以深度凈化后的蘭炭尾氣為原料，采用至少2級甲烷化反應(yīng)得到富甲烷氣，包括前端甲烷化部分和后段甲烷化部分，其中前端甲烷化部分由至少2個甲烷化爐串聯(lián)組成，后段甲烷化部分由I個或2個以上甲烷化爐串聯(lián)組成 A)其中前端甲烷化部分將經(jīng)凈化及氫碳比調(diào)整處理后的蘭炭尾氣預(yù)熱至250 300°C后，按前端甲烷化部分的甲烷化爐數(shù)量分成若干股，分別進入各級甲烷化爐 (1)一級甲烷化反應(yīng)前端甲烷化部分的最后一級甲烷化爐出口氣體分成兩股，一股進入后段甲烷化部分，另一股經(jīng)冷卻、分離掉水份、增壓至0. 5 2. IMPa后作為循環(huán)氣，與原料蘭炭尾氣、水蒸汽混合，進入第一甲烷化爐，在鎳系甲烷化催化劑的作用下發(fā)生甲烷化反應(yīng)，反應(yīng)壓力為0. 5 2. IMPa，其中水蒸汽與反應(yīng)氣的體積比為0. 05 0. 3，循環(huán)氣與總進口氣量之比為0.2 1.0; (2)—級之后的各級甲烷化反應(yīng)前一級甲烷化反應(yīng)的甲烷化爐出口氣體換熱降溫至250 300°C后，與原料蘭炭尾氣混合后，進入后一級甲烷化反應(yīng)的甲烷化爐，在鎳系甲烷化催化劑的作用下發(fā)生甲烷化反應(yīng)，反應(yīng)壓力為0. 5 2. IMpa ； B)其中后段甲烷化部分前端甲烷化部分的最后級甲烷化反應(yīng)的甲烷化爐出口氣體經(jīng)氣液分離分離出液態(tài)水，氣液分離后的反應(yīng)氣升溫至300 350°C后依次進入串聯(lián)的各甲烷化爐。
5.如權(quán)利要求I所述的蘭炭尾氣制液化天然氣的方法，其特征在于所述甲烷化步驟中，采用多級無循環(huán)一次通過甲烷化工藝以深度凈化后的蘭炭尾氣為原料，采用至少2級甲烷化反應(yīng)得到富甲烷氣，包括前端甲烷化部分和后段甲烷化部分，其中前端甲烷化部分由至少2個甲烷化爐串聯(lián)組成，后段甲烷化部分由I個或2個以上甲烷化爐串聯(lián)組成 A)其中前端甲烷化部分 (I)一級甲烷化反應(yīng)利用經(jīng)凈化及氫碳比調(diào)整處理后的蘭炭尾氣為原料，加熱至250 300°C后與水蒸汽混合，水蒸汽與蘭炭尾氣的體積比為0. 05 0. 3:1，進入第一甲烷化爐，在鎳系甲烷化催化劑的作用下發(fā)生甲烷化反應(yīng)，反應(yīng)壓力為0. 5 2. IMPa ； (2)—級之后的各級甲烷化反應(yīng)前一級甲烷化反應(yīng)的甲烷化爐出口氣體溫度降至.250 300°C進入后一級甲烷化反應(yīng)的甲烷化爐，在鎳系甲烷化催化劑的作用下發(fā)生甲烷化反應(yīng)，反應(yīng)壓力為0. 5 2. IMpa ； B)其中后段甲烷化部分 前端甲烷化部分的最后一級甲烷化反應(yīng)的甲烷化爐出口氣體經(jīng)氣液分離分離出液態(tài)水，氣液分離后的反應(yīng)氣升溫至300 350°C后依次進入串聯(lián)的各甲烷化爐。
6.如權(quán)利要求I所述的蘭炭尾氣制液化天然氣的方法，其特征在于所述深冷液化分離步驟依次包括 a)脫水脫碳控制H2O ( lppm, CO2 ( 50ppm ； b)深冷分離液化采用帶精餾的深冷分離液化工藝，分別制得液化天然氣和氮氣。
7.如權(quán)利要求I所述的蘭炭尾氣制液化天然氣的方法，其特征在于所述預(yù)凈化步驟采用變溫吸附的方法。
8.如權(quán)利要求I或3所述的蘭炭尾氣制液化天然氣的方法，其特征在于所述深度凈化步驟采用濕法脫硫脫碳+精脫硫的方法。
9.如權(quán)利要求6所述的蘭炭尾氣制液化天然氣的方法，其特征在于所述脫水脫碳步驟采用分子篩脫水脫碳的方法。
全文摘要
本發(fā)明公開了一種蘭炭尾氣制液化天然氣的方法，屬于天然氣制備方法領(lǐng)域，依次包括以下步驟壓縮將蘭炭尾氣壓縮至0.5～5.5MPa；預(yù)凈化脫除蘭炭尾氣中的大分子雜質(zhì)，得到粗凈化的蘭炭尾氣；耐硫變換調(diào)節(jié)氣體中H2、CO和CO2的比例，同時將部分有機硫轉(zhuǎn)化為無機硫；深度凈化脫除硫和部分CO2；甲烷化采用至少2級甲烷化反應(yīng)，得到以甲烷為主的富甲烷氣；合成天然氣深冷分離液化。本發(fā)明可將工業(yè)排放氣蘭炭尾氣制備成我國緊缺的清潔能源液化天然氣(LNG)，并副產(chǎn)氮氣和硫膏等，甲烷純度為99%，LNG收率為99%，并得到99.5%的氮氣，同時有效回收甲烷化反應(yīng)所放出的熱量生產(chǎn)中高壓蒸汽。
文檔編號C01B21/04GK102776042SQ20121026499
公開日2012年11月14日 申請日期2012年7月30日 優(yōu)先權(quán)日2012年7月30日
發(fā)明者何洋, 張新波, 易豎棚, 李澤軍 申請人:西南化工研究設(shè)計院有限公司