專利名稱：天然氣飽和爐前補碳生產甲醇合成氣的工藝方法及設備的制作方法
技術領域：
本發(fā)明涉及天然氣蒸汽轉化，回收煙道氣中二氧化碳，轉化爐前補碳，原料氣飽和和甲醇合成有效氣體組分回收工藝集合而成的一種天然氣為原料生產甲醇合成氣的工藝方法及其關鍵設備。
背景技術：
天然氣是一種生產甲醇的重要化工原料，具有流程簡單，便于輸送等優(yōu)點。以天然氣為原料生產甲醇的投資費用比煤為原料生產甲醇的投資費用要低40％左右。由天然氣轉化得到一氧化碳、二氧化碳和氫氣，經加壓催化合成制備甲醇是一種基本的生產工藝。天然氣與蒸汽在鎳催化劑上反應生成氫與一氧化碳、二氧化碳，其主要化學反應如下
在一定條件下可能發(fā)生下述析炭反應
上述反應中，天然氣(甲烷)蒸汽轉化反應是強吸熱反應，通常采用管式爐從外部提供熱量。由于反應是吸熱反應，提高溫度有利于天然氣中甲烷轉化；壓力的升高會降低平衡轉化率，但合成氣在甲醇合成反應中需要一定的壓力，故轉化前加壓有利。加過量水蒸汽可以提高甲烷轉化率，并可減少催化劑表面析炭。當控制反應條件，天然氣轉化得到的合成氣組分更接近甲醇生產的最佳合成氣組分。
天然氣轉化爐前補碳生產甲醇合成氣的生產過程，主要包括原料天然氣壓縮脫硫、預熱，補入回收的二氧化碳氣、原料氣飽和、天然氣蒸汽轉化、余熱回收和補入回收的甲醇合成馳放氣中的有效氣體。由于采用不補碳的天然氣蒸汽轉化制甲醇合成氣中，氫過量而一氧化碳和二氧化碳量均不足，(H2-CO2)/(CO+CO2)的比值約2.9。采用爐前補碳轉化集成甲醇合成有效氣體組分回收工藝后，甲醇合成氣(H2-CO2)/(CO+CO2)的比值可降低到2.30以下，使進入甲醇合成的合成氣更接近甲醇生產的最佳合成氣組分，以降低天然氣消耗和整個甲醇裝置的投資。

發(fā)明內容
本發(fā)明的目的在于提供一種天然氣蒸汽轉化，爐前補碳，原料氣飽和及甲醇合成有效氣體組分回收工藝集合而成的生產甲醇合成氣的工藝方法及關鍵設備，以滿足國內大型甲醇裝置對天然氣經濟價值和環(huán)境保護的綜合利用。設定天然氣蒸汽轉化反應在一臺轉化爐設備中完成，整個合成氣制備過程中的廢棄物排放完全符合環(huán)保標準，且要求生產裝置具備占地面積少，工藝流程簡單，便于操作，投資省等特點。
上述發(fā)明目的是通過如下方案實現的一種由天然氣生產甲醇合成氣的工藝方法，主要生產過程包括原料天然氣壓縮脫硫、預熱、補入回收的二氧化碳氣、天然氣蒸汽轉化和余熱回收，其特征在于還包括原料氣飽和，補入回收的甲醇合成弛放氣中的有效氣體過程，回收的二氧化碳氣在轉化爐前補入；方法是首先將原料天然氣增壓到2.95±0.05兆帕經換熱升溫至308±10℃后，與來自煙道氣CO2回收系統(tǒng)的3.0±0.1兆帕的CO2氣體混合，一并進入原料天然氣預熱器預熱至385±10℃后，加氫，使氣體中有機硫轉化為無機硫，再進行脫硫，將氣體中總硫含量降至0.1毫克/標準米3以下，脫硫后的原料天然氣先與進入系統(tǒng)的原料天然氣換熱，溫度降至220±10℃，然后進入飽和塔與熱水接觸得到飽和，出飽和塔的飽和原料天然氣溫度180±5℃，然后和3.9兆帕過熱蒸汽混合，使混合氣中的H2O/C摩爾比不小于2.5，混合氣預熱至520±10℃進轉化爐與蒸汽進行轉化反應，出轉化爐的轉化氣中甲烷體積含量為3.8％-4.1％，轉化氣出口溫度為880-820℃，平衡溫距控制為10-15℃，操作壓力控制在2.0-3.0兆帕，然后進入轉化氣余熱回收冷卻至40℃，分離出工藝冷凝液，最后轉化氣與弛放氣回收來的氫氣、部分CO和CO2混合送下游甲醇合成，進入甲醇合成的新鮮合成氣中(H2-CO2)/(CO+CO2)的比值在2.30以下，使進入甲醇合成的合成氣組分更接近甲醇生產的最佳合成氣組分。
本發(fā)明所述的最后轉化氣與弛放氣氫回收來的氫氣、部分CO和CO2混合后，送下游甲醇合成的新鮮合成氣中的氣體組分控制在f=H2-CO2CO+CO2=2.05-2.30.]]>本發(fā)明所述的甲醇合成有效氣體組分回收工藝采用膜分離或變壓吸附工藝回收甲醇合成弛放氣中的氫氣、部分CO和CO2。
本發(fā)明將轉化爐入口原料天然氣進口水碳比控制為2.5--3.5。
本發(fā)明的工藝方法中的天然氣轉化爐型結構為頂燒方箱式，轉化爐型結構為頂燒方箱式，轉化爐包括輻射段和對流段，輸氣總管，下集氣總管，下集氣支管，下尾管，天然氣管，馳放氣管，預熱空氣分管，入口集氣支管，上尾管；輻射段包括輻射段爐底煙道，爐墻，轉化管，頂部燃燒器；對流段包括相繼聯(lián)結的混合氣預熱器，蒸汽過熱氣，原料氣預熱器，煙氣鍋爐，I燃料空氣預熱器，II燃料氣預熱器，熱管式空氣預熱器；輻射段頂部有數排燃燒器，每排有多個，轉化管分為數排，與燃燒器相間布置，轉化管每排多根，轉化管內裝填催化劑，每二排轉化管通過下尾管與一排下集氣支管相連，所有下集氣支管與管中心同標高的兩根集氣總管通過同平面水平過度段相連接，兩根集氣總管與在同標高平面上的輸氣總管成90°方向連接，輸氣總管出口與轉化氣廢熱鍋爐進氣管成直管連接，輻射段下部通過輻射段爐底煙道和對流段的混合氣預熱器連接，輻射段上部通過預熱空氣總管和對流段的熱管式空氣預熱器連接。
本發(fā)明設計了一種頂燒方箱式轉化爐。轉化爐由輻射段和對流段組成，輻射段頂部有九排燃燒器；轉化管分八排與燃燒器相間布置，轉化管內徑選用104毫米，有效長度為11.5米，轉化爐催化劑裝填量27米3；每二排爐管，通過下尾管與一排分集氣管相連，分集氣管與管中心同標高集氣總管通過同平面水平過度段相連接，集氣總管與輸氣總管在同標高的平面上成90°方向連接，輸氣總管出口與轉化氣廢熱鍋爐進氣管成直管連接，轉化爐對流段是高溫煙氣的廢熱回收部分，對流段采取了節(jié)約燃料天然氣消耗和副產高壓蒸汽提高熱利用率的換熱段，空氣預熱溫度達260℃。輻射段四面爐墻及爐頂采用硅酸鋁纖維塊耐熱襯里，對流段采用模塊型式(即對流段換熱器盤管與煙道墻及鋼結構分段組成塊)，集氣總管采用質量好的澆筑料和足夠的澆筑料厚度。
本發(fā)明在采用蒸汽轉化之前需將天然氣中硫化物毒物清除干凈，以滿足蒸汽轉化時鎳催化劑的要求。若天然氣含硫量高時，先選擇濕法脫硫，然后再進行干法脫硫；如天然氣含硫量不高時，可直接通過鈷鉬加氫或鎳鉬加氫催化劑使有機硫轉化成硫化氫，再經氧化鋅脫硫，氧化鋅脫硫反應是在300℃--400℃下進行，天然氣經脫硫后，總硫含量應小于0.1PPM。
本發(fā)明用工藝冷凝液飽和原料天然氣，降低蒸汽轉化的工藝蒸汽對蒸汽管網依賴程度，降低裝置能耗，同時減少對工藝冷凝液的再處理費用。采用該工藝后蒸汽管網直接供給轉化爐的蒸汽量可降低30％。
本發(fā)明選擇一種適合天然氣蒸汽轉化的鎳基催化劑，天然氣經蒸汽轉化后，轉化氣中殘留甲烷含量為3.8％--4.1％。經煙氣二氧化碳回收后在轉化爐前補充二氧化碳，轉化氣與甲醇弛放氣有效組分回收的物流混合后制備得到甲醇合成新鮮氣。其中的各氣體組分維持在f=H2-CO2CO+CO2=2.05-2.30]]>并保持一定的CO2量。由于新鮮氣中 大于2，而甲醇反應過程中氫與一氧化碳、二氧化碳的化學計量比分別為2∶1和3∶1，因此循環(huán)氣中 遠大于2，這對甲醇合成是極為有利的。
本發(fā)明控制轉化爐的操作溫度在880-820℃。從化學平衡與反應速率考慮，提高溫度對轉化反應有利，可降低殘余甲烷含量。但提高溫度對轉化爐管的使用壽命有嚴重影響，所需管道材質要求得提高，增加投資。轉化爐出口氣體實際溫度比出口氣體組成所對應的平衡溫度要高，這兩個溫度之差稱為“平衡溫距”，本發(fā)明控制的平衡溫距為10℃--15℃；所控制的轉化爐操作壓力為2.0--3.0兆帕。從化學平衡的角度考慮，增加壓力對正反應不利，壓力越高，出口氣體平衡組成中甲烷含量越高。在轉化溫度較低時，影響尤為顯著；所控制轉化爐的水碳比為2.5--3.5。從化學反應平衡的角度考慮，提高水碳比有利于甲烷轉化，而且對抑制析碳也是有利的。但水碳比過高，會引起蒸汽消耗增加，過多的蒸汽還會導致轉化爐管熱負荷增加。為控制轉化氣中甲烷含量，可采取提高操作溫度與水碳比措施來彌補。為滿足大規(guī)模生產的需要，控制轉化爐設備不過于龐大，降低投資，采用大尺寸規(guī)格的轉化管，轉化管內徑選用104毫米。
進轉化爐前采用了原料天然氣經工藝冷凝液飽和流程。
以上所述的天然氣脫硫、原料天然氣預熱、原料天然氣飽和、天然氣蒸汽轉化、轉化氣余熱回收、煙氣二氧化碳回收、轉化爐前補碳和二氧化碳壓縮及甲醇合成弛放氣有效組分回收等過程是在若干臺設備和天然氣蒸汽轉化關鍵設備中完成的。
本發(fā)明優(yōu)點1、本發(fā)明提供了一種天然氣蒸汽轉化，爐前補碳，原料氣飽和和甲醇合成有效氣體組分回收工藝集合而成的生產甲醇合成氣的工藝方法，可以實現天然氣更有經濟價值和環(huán)境友好的綜合利用。
2、采用本發(fā)明建設的生產裝置，其工藝設備易于制造、施工簡單、操作容易、裝置布置緊湊，減少占地面積，符合環(huán)保標準。
3、用本發(fā)明建設的生產裝置，比同規(guī)模其它工藝技術生產裝置節(jié)省總投資約25％，具有明顯的經濟效益。
4、整個蒸汽轉化部分設計成一臺轉化爐、一臺轉化氣廢鍋、一臺煙道氣廢鍋，兩廢鍋共一個汽包型式。
5、輻射段四面爐墻及爐頂采用硅酸鋁纖維塊耐熱襯里，此襯里重量輕，保溫性能好，熱損失小，降低能耗，襯里施工周期短。
6、對流段采用模塊型式(即對流段換熱器盤管與煙道墻及鋼結構分段組成塊)，這樣可大量縮短現場施工周期。
7、采用質量好的集氣總管澆筑料和足夠的澆筑料厚度，以盡可能使管外壁溫度低于設計溫度(160+20℃)。
8、轉化管采用大規(guī)格爐管，減少占地和投資。
9、轉化氣廢鍋、煙道氣廢熱鍋爐可以副產高壓蒸汽(10.0兆帕)。
10、燃燒空氣預熱溫度可達260℃，減少燃料天然氣消耗。
11、原料天然氣高溫飽和，出飽和塔氣體溫度約180℃，降低工藝蒸汽消耗30％。
12、爐前補碳轉化集成甲醇弛放氣有效氣體組分回收，提高合成氣質量，降低原料天然氣消耗和整個甲醇裝置投資。
說明書附1是本發(fā)明天然氣飽和爐前補碳生產甲醇合成氣工藝流程示意圖。
圖2是本發(fā)明轉化爐設備示意圖。
圖中所述序號名稱1-二氧化碳壓縮機；2-加氫反應器；3-脫硫槽；4-氣—氣換熱器；5-飽和塔；6-轉化爐；7-轉化氣廢熱鍋爐；8-循環(huán)熱水預熱器；9-合成氣冷卻器；10-合成氣分離器；11-汽包；12-鼓風機；13-引風機；14-煙囪；15-熱水循環(huán)泵；16-工藝冷凝液泵；17-輸氣總管；18-下集氣總管；19-下集氣支管；20-下尾管；21-輻射段爐底煙道；22-爐墻；23-轉化管；24-頂部燃燒器；25-天然氣管；26-馳放氣管；27-預熱空氣分管；28-入口集氣支管；29-上尾管；30-混合氣預熱器；31-蒸汽過熱氣；32-原料天然氣預熱器預；33-煙氣鍋爐；34-燃料氣預熱器I；35-燃料氣預熱器II；36-熱管式空氣預熱器；A-輻射段；B-對流段。
具體實施例方式
下面通過實施例對本發(fā)明的內容給予進一步說明。
實施例1本實施例是采用天然氣蒸汽轉化，爐前補碳，原料氣飽和生產20萬噸甲醇合成氣的實例，其工藝流程如

圖1所示.轉化爐如圖2所示。
一、工藝流程說明1、原料氣脫硫與補碳來自CO2回收系統(tǒng)的CO2氣體經CO2壓縮機1壓縮至約3.0兆帕后與進入對流段B的原料天然氣預熱器32的天然氣混合。
由天然氣壓縮機來的2.95兆帕原料天然氣，經氣氣換熱器4換熱后溫度升至308±10℃，然后與來自CO2壓縮的CO2氣體混合一并進入對流段B的原料天然氣預熱器預32熱至390±10℃后，進入加氫反應器2，使氣體中有機硫轉化為無機硫，再進入氧化鋅脫硫槽3，將氣體中硫含量降至0.1豪克/標準米3以下。
2、蒸汽轉化脫硫后的原料天然氣先與進入系統(tǒng)的原料天然氣在氣氣換熱器4中換熱，溫度降至220±10℃，然后進入飽和塔5，在塔內與塔頂噴淋而下的熱水接觸，原料氣得到飽和，出飽和塔5的飽和原料天然氣溫度180±10℃，然后和3.9兆帕過熱蒸汽混合，使混合氣中的H2O/C摩爾比(CO2未計入)為3.2±01，混合氣進入對流段B，的混合氣預熱器30加熱至520℃進轉化爐6爐管，在管內原料天然氣與蒸汽進行轉化反應。轉化反應所需熱量由頂部燃燒器24供給。
出轉化爐6轉化氣中甲烷含量3.8％--4.1％，溫度880-820℃，壓力2.28±0.02兆帕，進入轉化氣廢熱鍋爐7，在此產生10.0-11。0兆帕蒸汽，溫度降至350±5℃后去循環(huán)熱水預熱器8，加熱熱水后溫度降至177±3℃后送合成氣冷卻器9冷卻至40℃，然后由合成氣分離器10分離出工藝冷凝液，最后轉化氣與弛放氣氫回收來的氫氣混合成為甲醇合成氣送下游甲醇合成氣壓縮機。
3、燃料氣及煙氣余熱回收燃燒空氣經鼓風機12進入系統(tǒng)，先經熱管式空氣預熱器36預熱至260±5℃，然后分配到頂部各個燃燒器24。
弛放氣氫回收尾氣先經對流段B的I燃料氣預熱器預熱至約150±5℃，然后進入燃燒器24的側面燒嘴，與燃燒空氣燃燒為蒸汽轉化提供熱量。
上述燃料氣不足的部分由天然氣補充，補充燃料天然氣經對流段B的II燃料氣預熱器預熱至130±5℃后進入轉化爐6燃燒器的中心燒嘴，燃料氣和燃燒空氣經燒嘴混合發(fā)生燃燒反應，向轉化管內蒸汽轉化反應提供熱量。
燃燒后的煙氣為蒸汽轉化提供熱量后進對流段B溫度970±5℃。在對流段B內，高溫煙道氣依次通過混合氣預熱器30、蒸汽過熱器31、原料氣預熱器32、煙氣鍋爐33、I燃料氣預熱器34、II燃料氣預熱器35和空氣預熱器36回收煙氣余熱，溫度降至150±5℃，再經引風機13升壓后分成兩部分，一部分送至CO2回收系統(tǒng)，其余經煙囪14排入大氣。
4、蒸汽及工藝冷凝液系統(tǒng)來自管網的高壓鍋爐給水13.0兆帕、135℃進入汽包11。在汽包11和轉化氣廢熱鍋爐7、對流段煙氣鍋爐33間熱水和汽水兩相混合物自然循環(huán)，10.0兆帕(A)蒸汽由汽包11閃蒸而出，蒸汽再經對流段B的蒸汽過熱器31過熱至538±3℃送超高壓蒸汽管網作為全廠動力蒸汽。
合成氣分離器10分離出的工藝冷凝液部分由工藝冷凝液泵16送至飽和塔5，飽和塔5底的熱水由熱水循環(huán)泵15加壓后經循環(huán)熱水預熱器8加熱至約186±3℃，熱水進入飽和塔5塔頂，熱水自上而下，將原料氣飽和。合成氣分離器10分離出的其它工藝冷凝液送出進一步精制后作為脫鹽水補水。
二、主要設備及操作參數1、轉化爐結構轉化爐其爐型結構為頂燒方箱式，轉化爐由輻射段A和對流段B組成。輻射段A上部有四根入口集氣支管28、八排上尾管29、九排預熱空氣分管27、九根馳放氣管26、九根天然氣管25；輻射段A爐頂有九排燃燒器24，每排15個，共135個、八排轉化管23，轉化管23與燃燒器24相間布置，轉化管每排36根，共288根，轉化管內徑選用104豪米，有效長度為11.5米，轉化爐催化劑裝填量27米3；輻射段A底部有九條爐底煙道21；輻射段A下部有八排下尾管20、四排下集氣支管19、兩根下集氣總管18、一根輸氣總管17。工藝混合氣從輻射段A上部入口集氣支管28經上尾管29進入轉化管23，通過轉化管23觸媒層反應后從轉化管底部出，每二排轉化管通過下尾管20與一排下集氣支管19相連，四排下集氣支管19與管中心同標高的兩根下集氣總管18，通過同平面水平過度段相連接，兩根下集氣總管18與在同標高的平面上輸氣總管17成90°方向連接，輸氣總管17出口與轉化氣廢熱鍋爐7的進氣管成直管連接，工藝氣進入轉化氣廢熱鍋爐7管程。輻射段A爐頂燃燒器24燃燒的煙氣為蒸汽轉化提供熱量后，經輻射段爐底九條煙道21進入對流段B。在對流段內，共有六組鋼制盤管式換熱器，一組熱管式換熱器。高溫煙道氣依次通過混合氣預熱器30、蒸汽過熱器31、原料天然氣預熱器32、煙氣鍋爐33、I燃料氣預熱器34、II燃料氣預熱器35和空氣預熱器36。
2、轉化爐操作參數轉化管入口氣量9700-11650米3/小時；入口混合氣水碳摩爾比2.5--3.5；轉化管入口溫度520±30℃；轉化管出口溫度850±20℃；轉化管出口設計溫度820-880℃；設計壓力2.0-3.0兆帕；催化劑裝量27米3；煙氣鍋爐副產蒸汽壓力10.0-11.0兆帕；燃燒空氣預熱溫度260℃。
3、飽和塔操作參數入口原料天然氣溫度220℃；出口飽和氣溫度180℃；操作壓力2.55-2.85兆帕。
權利要求
1.一種由天然氣生產甲醇合成氣的工藝方法，主要生產過程包括原料天然氣壓縮脫硫、預熱、補入回收的二氧化碳氣、天然氣蒸汽轉化和余熱回收，其特征在于還包括原料氣飽和，補入回收的甲醇合成弛放氣中的有效氣體過程，回收的二氧化碳氣在轉化爐前補入；方法是首先將原料天然氣增壓到2.95±0.05兆帕經換熱升溫至308±10℃后，與來自煙道氣CO2回收系統(tǒng)的3.0±0.1兆帕的CO2氣體混合，一并進入原料天然氣預熱器預熱至385±10℃后，加氫，使氣體中有機硫轉化為無機硫，再進行脫硫，將氣體中總硫含量降至0.1毫克/標準米3以下，脫硫后的原料天然氣先與進入系統(tǒng)的原料天然氣換熱，溫度降至220±10℃，然后進入飽和塔與熱水接觸得到飽和，出飽和塔的飽和原料天然氣溫度180±5℃，然后和3.9兆帕過熱蒸汽混合，使混合氣中的H2O/C摩爾比不小于2.5，混合氣預熱至520±10℃進轉化爐與蒸汽進行轉化反應，出轉化爐的轉化氣中甲烷體積含量為3.8％-4.1％，轉化氣出口溫度為880-820℃，平衡溫距控制為10-15℃，操作壓力控制在2.0-3.0兆帕，然后進入轉化氣余熱回收冷卻至40℃，分離出工藝冷凝液，最后轉化氣與弛放氣回收來的氫氣、部分CO和CO2混合送下游甲醇合成，進入甲醇合成的新鮮合成氣中(H2-CO2)/(CO+CO2)的比值在2.30以下，使進入甲醇合成的合成氣組分更接近甲醇生產的最佳合成氣組分。
2.按照權利要求1所述的工藝方法，其特征在于最后轉化氣與弛放氣氫回收來的氫氣、部分CO和CO2混合后，送下游甲醇合成的新鮮合成氣中的氣體組分控制在f=H2-CO2CO+CO2=2.05-2.30.]]>
3.按照權利要求1所述的工藝方法，其特征在于所述的甲醇合成有效氣體組分回收工藝采用膜分離或變壓吸附工藝回收甲醇合成弛放氣中的氫氣、部分CO和CO2。
4.按照權利要求1所述的工藝方法，其特征在于將轉化氣出口水碳比控制為2.5--3.5。
5.用于權利要求1所述的由天然氣生產甲醇合成氣的工藝方法的天然氣轉化爐，其特征在于轉化爐型結構為頂燒方箱式，轉化爐包括輻射段(A)和對流段(B)，輸氣總管(17)，下集氣總管(18)，下集氣支管(19)，下尾管(20)，天然氣管(25)，馳放氣管(26)，預熱空氣分管(27)，入口集氣支管(28)，上尾管(29)；輻射段(A)包括輻射段爐底煙道(21)，爐墻(22)，轉化管(23)，頂部燃燒器(24)；對流段(B)包括相繼聯(lián)結的混合氣預熱器(30)，蒸汽過熱氣(31)，原料氣預熱器(32)，煙氣鍋爐(33)，I燃料空氣預熱器(34)，II燃料氣預熱器(35)，熱管式空氣預熱器(36)；輻射段(A)頂部有數排燃燒器(24)，每排有多個，轉化管(23)分為數排，與燃燒器(24)相間布置，轉化管(23)每排多根，轉化管(23)內裝填催化劑，每二排轉化管(23)通過下尾管(20)與一排下集氣支管(19)相連，所有下集氣支管(19)與管中心同標高的兩根集氣總管(18)通過同平面水平過度段相連接，兩根集氣總管(18)與在同標高平面上的輸氣總管(17)成90°方向連接，輸氣總管(17)出口與轉化氣廢熱鍋爐進氣管成直管連接，輻射段(A)下部通過輻射段爐底煙道(21)和對流段(B)的混合氣預熱器(30)連接，輻射段(A)下上部通過預熱空氣總管(17)和對流段(B)的熱管式空氣預熱器(36)連接。
6.按照權利要求5所述的天然氣轉化爐，其特征在于所述的轉化爐的輻射段(A)頂部有九排燃燒器(24)，每排15個，共135個；轉化管(23)分八排與燃燒器(24)相間布置，每排36根，共288根；轉化管(23)內徑104毫米，有效長度為11.5米，轉化管(23)內裝填催化劑量共27米3；每二排爐管，通過下尾管(20)與一排下集氣支管(19)相連，共有四排下集氣支管(19)。四排下集氣支管(19)與管中心同標高的兩根集氣總管(18)，通過同平面水平過度段相連接。
全文摘要
一種天然氣生產甲醇合成氣的工藝方法及設備。生產過程包括原料天然氣壓縮脫硫、預熱，補入回收的CO
文檔編號C01B3/00GK1830754SQ20061001856
公開日2006年9月13日 申請日期2006年3月16日 優(yōu)先權日2006年3月16日
發(fā)明者汪壽建, 皮金林, 李要合, 嚴應群, 范建琳 申請人:五環(huán)科技股份有限公司