专利名称：一种液化天然气及合成氨联产工艺的制作方法
一种液化天然气及合成氨联产工艺技术领域
本发明属于煤化工技术领域。特别涉及一种煤气化合成氨和液化天然气的联产工艺。
背景技术：
天然气作为清洁能源是居民生活必须的首选燃料。随着国家对能源需求的不断增长，液化天然气产品将对优化中国的能源结构，有效解决能源供应安全、生态环境保护的双重问题，实现经济和社会的可持续发展发挥重要作用。作为天然气下游主要用户之一的城市燃气用户，其用气负荷波动量非常大，每天面临气源调峰的压力。因此，各城市燃气企业均需投巨资建设一些调峰设施。本专利技术满足合成氨与液化天然气(LNG)灵活调节生产的优点，且利用一套装置满足两种产品生产的先进性。
传统的氨合成工艺流程为，粗煤气制备一变换一脱硫脱碳一精制一氨合成。
传统的液化天然气工艺流程为，粗煤气制备一变换一脱硫脱碳一甲烷合成一甲烷分离。
发明专利CN1036375A中记载了一种煤制备合成天然气的工艺，该工艺是煤加氢处理获得的煤气，经过净化，变换，甲烷化后经过深冷分离，获得合成天热气和氢气，氢气用于煤加氢处理；这样氢气的处理利用率不高。
发明专利CN101607694A中记载了一种烃类物质通过变换，甲烷化和深冷分离后获得的合成氨原料，但是该专利中没有获得液化天然气，同时所用原料也不是煤气化的煤气。
本发明利用一套化工装置实现两种产品方案的生产。
此外，本发明也适用于利用现有化工装置进行技术改造，利用当地煤炭资源进行非催化部分氧化后的粗煤气。
本发明具备先进的冷量及热量配备方案。且具备较强的可调节和可操作性，并达到了冷热能量的优化匹配。
本发明在深冷过程中，使用了氮洗工艺，分离出的氢气中带有氮气，通过调整NH 比回收冷量后用于氨合成，即减少了氮和氢气的分离工序，又节省了部分能量。发明内容
本发明的目的是一种利用煤联产液化天热气和合成氨的一种方法，提供一种可有效分离基本组分为氢气、甲烷的原料气，分离液化甲烷(液化天然气)作为清洁能源，纯度可达到99.9% (vt)；净化氢气并配氮，使氏N2 = 3 1，同时利用中压氮气节流的冷量， 出界区的合成气送往下游合成氨装置；
本发明还提供了一种联产液化天热气和合成氨的装置。
本发明的技术方案如下
一种液化天然气及合成氨的联产工艺，其特征在于包括如下步骤2/6页
(1)、煤气经变换处理，获得变换气；
O)、所述变换气经冷凝分离所获得的冷凝液后，进行脱硫脱碳，得到净化变换气；
(3)、将所述净化变换气进行甲烷化处理，获得包括氢气和CH4的混合气体；
(4)、将步骤( 所获得的混合气体进行深冷分离，分离出的液态CH4为液化天然气；并获得氢气；
(5)、将步骤(4)获得的氢气与氮气混合，得到一定氢氮比的合成气，送入合成氨工序，获得氨。
本发明所述煤气为以煤为原料经加压气化产出的高温煤气。
本发明所述的变换处理包括两段变换，煤气进入换热器与第一段变换炉出口废热锅炉产蒸汽进行热交换后，其中一部分进入第一变换炉，经过第一段变换处理后的气体，通过废热锅炉产生蒸汽和煤气换热后进入第二段变换炉，经过第二段变换处理后的气体通过蒸汽过热器及蒸汽废热锅炉后分级回收热量。
第一段变换中CO的转化率为20 40% (ν/ν)；第二段变换CO转化率为10 15% (ν/ν)；其中40%-60% (ν/ν)的煤气进入第一段变换炉。
所述甲烷化处理包括大量甲烷化过程和补充甲烷化过程；在大量甲烷化过程中 CO转化为CH4 ；在补充甲烷化过程中(X)2转为为CH4。
甲烷化处理包括3级甲烷化；净化变换气先进入原料换热器，净化变换气在所述原料换热器中被来自第3级甲烷化炉的出口气加热；经过热交换的净化变换气一部分与第1级甲烷化炉出口的气体混合进入第2级甲烷化炉进行甲烷化处理；另一部分与第2级甲烷化炉出口的一部分作为循环气的气体混合，以稀释净化变换气中的CO浓度，然后进入第1级甲烷化炉进行甲烷化；另一部分第二级甲烷化炉出口的气体进入第3级甲烷化炉进行补充甲烷化处理，经第3级甲烷化处理后的气体进入所述原料换热器，与所述净化变换气热交换后，通过循环水冷却器冷却并分离冷凝水，然后通过分子筛吸附水份，进行深冷分1 O
第2级甲烷化炉出口气体经过废热锅炉冷却；进入第1级甲烷化炉的气体中CO含量小于等于10% (ν/ν)；所述循环气经脱盐水预热器并分液后，通过循环压缩机加压与净化变换气混合进入第1级甲烷化炉。
本发明步骤( 所获得的混合气体的深冷分离包括步骤
所述混合气体进入冷箱中的1号原料气冷却器(E-5001)进行一次冷却，该冷却器的冷量由1号混合冷剂循环压缩机(k-5001)和返回的配氮后的合成气提供；经过一次冷却的混合气进入2号原料气冷却器，2号冷却器冷量由2号混合冷剂循环压缩机和返回的配氮后的合成气提供；
经过二次冷却的混合气进入3号原料气冷却器，3号冷却器的冷量来自2号混合冷剂循环压缩机、液化甲烷和返回氮洗气提供，经过该次冷却后，部分混合气被冷凝；
经过三次冷却的混合气进入4号原料气冷却器，4号冷却器的冷量由液态甲烷和氮洗气提供；
经过四次冷却的混合气由底部进入氮洗塔，液氮从氮洗塔的上部喷入，进入氮洗塔的混合气中的甲烷被洗涤至塔底，净化后的含有氮气的氮洗气由塔顶离开，经过4号和35号原料气冷却器复热后，配入适量的高压氮气，得到合成气，所述合成气经过2号和1号原料气冷却器复热到环境温度，再经过精细配氮调节实现准确的氢氮化学配比后得到精制合成气，然后进入合成氨工序。
氮洗塔塔底分离出的液态甲烷，经过4号和3号原料气冷却器回收部分冷量后送往甲烷存储装置，作为液化天然气输出。
塔底液态甲烷输出前减压闪蒸分离溶解的氢及氩气，通过尾气压缩机返回系统回收。
高压氮气来自于空气分离装置，经过1号和2号原料气冷却器冷却后，节流直接与来自氮洗塔顶部的含氮氢气混合。
所述净化变换气中酸性气体H2S、C0S和H2S浓度在0. Ippm以下；所述合成气中氢气与氮气的摩尔比为3 1。
混合气深冷分离及生产液化天然气工艺主要设备包括混合冷剂循环压缩机 (K-5001、K-5002)、四台板翅式换热器(E-5001 5004)、两台管壳式换热器(E5005 5006)、氮洗塔(C-5001)。
气化炉生产的原料气，先后通过变换、低温甲醇洗、甲烷化装置，组分包括氢气、 CH4和少量水、CO2的混合气最后经分子筛吸附器(A-4001)后送往深冷分离装置。吸附器为两台组成，一台吸附，另一台再生。常温分子筛吸附，可节省大量投资。
本发明所述的液化天然气及合成氨的联产工艺装置，该装置包括
煤气化单元，包括气流床粉煤气化床，煤粉在煤气化单元中产生粗煤气，粗煤气主要包含CO、二氧化碳、甲烷、水蒸气和氢气；
变换单元，包括至少一个充填有变换催化剂的反应器，在该单元中将CO通过催化变换为C02和氢气；
脱硫脱碳单元，通过脱硫脱碳装置去除酸性气体；该单元主要是为了脱除对下游生产有危害的酸性气体氏5、0)5，!123可以脱除到0. Ippm以下，CO2可以脱除到彡1% (ν/ν)； 该装置宜采用常温脱硫脱碳工艺，流程短，一次投资低；
甲烷化单元，将CO和氢气转换为甲烷气。原料气是CO和H2,还有微量(X)2及过量的H2,由于CO转化为CH4为大量放热反应，装置的核心为避免催化剂超温，在大量甲烷化段中CO完全转化为CH4，微量(X)2在补充甲烷化中，完全转化为CH4。
深冷分离单元，包括氮洗塔，将甲烷气冷凝为液化天然气，同时分离出含有氮气的氢气；
氨合成单元；
以及，至少一个热交器；
煤气化单元与变换单元连接；变换单元与甲烷化单元相连接，甲烷化单元与深冷单元相连接，深冷单元分别连接液化天然气储存器和氨合成单元；在变换单元、甲烷化单元、和深冷单元的入口和/或出口处勻设有热交换器，用于回收热量。以粉煤为原料加压气化技术，生产出的高温粗煤气经除尘后，从气化单元送出的粗煤气送下游装置。
变换单元包括两个变换炉，第一段变换炉入口处设有热交换器，出口通过管线连接于入口处的热交换器，经过热交换器后连接于第二级变换炉的入口，第二段变换出口通过管线连接脱硫脱碳单元。根据下游产品对合成氨和液态甲烷的产量来调节变换单元CO的转化率，对于天然气合成氨联产装置，用宽温耐硫变换即可实现。该技术成熟可靠且普遍运用于现代化工装置，完全可以满足下游生产的需要。
甲烷化单元包括3个甲烷化炉；第一级甲烷化炉的入口处设有热交换器，第一级甲烷化炉的出口与第二级甲烷化炉的入口通过管线连接，该管线中设有热交换器，第二级甲烷化炉的出口分别与第三级甲烷化炉和第一级甲烷化炉的入口通过管线连接，第三级甲烷化炉的出口与位于第一级甲烷化炉入口处的热交换器连接，经过热交换后连接于深冷单兀。
深冷单元包括四台板翅式换热器、混合冷剂循环压缩机和氮洗塔，来自于甲烷化单元的气体经过一次经过四台板翅式换热器后经过氮洗塔的底部，所述的板翅式换热器之间的混合冷剂通过循环压缩机在板翅式换热器间循环流动；有氮洗塔顶部出口流出的氢气和氮气混合气，经过四级所述的板翅式换热器，升温后进入氨合成单元。为了实现以煤为气头生产液化天然气联产合成氨工艺，深冷分离需要完成以下几个目的(1)液化天然气液化并分离；(2)净化合成气满足合成氨需要；(3)配氮使氢氮比为3 1 ;(4)冷量的提供和不同品味冷量的分配。
本发明的装置还可以包括，空分单元采用全低压、空气透平膨胀、空气预冷、分子筛吸附、内压缩工艺流程。采用分子筛净化空气；热交换器采用高效的板式换热器；采用高效的两级精馏工艺制取高纯度的氧气和氮气；采用增压透平膨胀机节省能耗，提高制冷量。 空分产品氧气纯度为> 99. 6%。且副产全厂消耗用各等级氮气及公用工程气体。
本发明利用煤可以同时获得液化天热气和氨合成其，使煤气得到了充分的利用； 本发明根据氮洗深冷技术的特点，使用深冷分离后的含氮氢气作为氨合成其，省略了分离氮气的步骤，节省了能量，简化的工艺；
本发明对于热量和冷量都进行了回收利用，大量的节省了能量；其中工艺冷量主要是通过以下四个方面来提供
1)混合冷剂循环压缩机(K-5001、K-5002)，通过调整两种混合冷剂的组成，实现冷量的合理分级利用，减少了冷量的损失。甚至包括各种根据三种或三种以上制冷剂制冷方案确定的压缩方案；
2)中压氮气节流补充系统冷量；
3)喷淋液氮洗涤原料气，同时提供冷量；
4)氮洗塔(C-5001)底部分离出的液态甲烷，减压闪蒸尾气后，回收部分冷量。
通过上述工艺同时实现了以下目的
1)分离出液化天然气；
2)净化了氢气，洗涤了原料气中甲烷，避免了氨合成回路的驰放气排放；
幻在装置中实现气体配氮，氢氮比基本达到3 1，同时充分利用了中压氮气节流的冷量；
4)实现了冷量的合理分级利用，减少了冷量的损失；
图1为本发明先进天然气与合成氨联产流程的方块图。
图2为本发明先进天然气与合成氨联产流程的系统说明图。
具体实施方式
参考附图1和2，以煤粉为原料加压气化生产出的高温粗煤气，根据下游产品对合成氨和液态甲烷的产量来调节变换单元CO的转化率，对于12000Nm3/h天然气及500吨/天合成氨联产装置，可按两段宽温耐硫变换即可实现。其变换催化剂的装填量及装填方案根据产品方案可相应调整。
气化来的粗煤气通过与第1段变换炉出口废热锅炉￠-200 产蒸汽后的换热器换热(E-2001)后，分40 60% (可根据产量比例适当调节)粗煤气进入一段变换炉 (R-2001), CO转化到20 40% (ν/ν)，经废热锅炉产蒸汽￠-200 和粗煤气换热后与未反应粗煤气混合后进第2变换炉(R-2002) ； 二段变换出口 CO转化到10 15% (vt)，变换气通过蒸汽过热器(E-2004)及蒸汽废锅￠-200 后，分级回收热量(E-2003)，并分离冷凝液后送往脱硫脱碳装置。
通过脱硫脱碳装置脱除对下游生产有危害的酸性气体H2S、COS、CO2, H2S需要脱除到0. Ippm以下，由于CO2可以作为甲烷合成的原料，(X)2脱除率并不是脱碳装置的要求的核心指标，因此CO2可以脱除到< 50ppm即可；该装置宜采用常温脱硫脱碳工艺，流程短，一次投资低。能耗低。
甲烷化该工艺主要包括两部分大量甲烷化和补充甲烷化。净化变换气主要是 CO和H2，还有微量CO2,由于CO转化为CH4为大量放热反应，装置的核心为避免催化剂超温， 在大量甲烷化段中CO完全转化为CH4，微量(X)2在补充甲烷化中，完全转化为CH4。
净化后的变换气由界外提供到甲烷化装置。净化变换气在1号原料换热器 (E-4001)中被第3级甲烷化出口气加热，合成气进入第1级甲烷化炉(R-4001)之前，分流出一部分去第2级甲烷化炉(R-4002)，在第1级甲烷化炉入口前与第2级甲烷化炉出口的循环气混合后将CO稀释到 10% (ν/ν)或以下，进入第1级甲烷化炉(R-4001)进行甲烷化反应。出口气经废热锅炉(Ε-4002)冷却后，与新鲜气混合后进入第2级甲烷化炉(R-4002)， 出口气经废热锅炉￠-400 冷却后，分流大部分循环气用于稀释第一级甲烷化入口的新鲜气，该循环气经脱盐水预热器(E-4004)并分液后，通过循环气压缩机(K-4001)加压后与新鲜气混合后进入一段甲烷化炉。
补充甲烷化反应由第2级出口气经第3级甲烷化反应器(R-4003)反应后，在1号原料换热器(E-4001)加热入口新鲜气后，通过循环水冷却器(E-4006)冷却并水后，通过分子筛(A-4001)吸附水分后，进入深冷分离装置。吸附器为两台组成，一台吸附，另一台再生。常温分子筛吸附，可节省大量投资。
混合气深冷分离及生产液化天然气工艺主要设备包括混合冷剂循环压缩机 (K-5001、K-5002)、四台板翅式换热器(Ε-5001 5004)、氮洗塔(C-5001)。
气化炉生产的原料气，先后通过变换、低温甲醇洗、甲烷化装置，组分包括氢气和 CH4的原料气最后送往深冷分离装置。
经分子筛吸附器处理后的原料气被送入冷箱中的1号原料气冷却器(Ε-5001)冷却，此换热器的冷量主要由1号混合冷剂循环压缩机(Κ-5001)和返回的配氮后的合成气提供；
一次冷却的原料气再送入2号原料气冷却器(Ε-5002)冷却，此换热器冷量主要由2号混合冷剂循环压缩机(1(-500 和返回的配氮后的合成气提供；
二次冷却的原料气进入3号原料气冷却器￠-500 继续被冷却，此换热器的冷量主要由2号混合冷剂循环压缩机￠-500 、液化甲烷和返回氮洗气提供，经过此换热器，部分原料气被冷凝；
三次冷却的原料气进入4号原料气冷却器(E-5004)继续被冷却，此换热器冷量主要由液态甲烷和氮洗气提供；
原料气进入氮洗塔下部，液氮从塔顶喷入，其中氢气中含有的部分甲烷被洗涤出至塔底，净化后含有少量氮气的氮洗气自氮洗塔(C-5001)塔顶离开，经4号原料气冷却器 (E-5004)和3号原料气冷却器￠-500 复热，然后将高压氮气管线中来的氮气配入，基本达到氢氮比3 1，再经2号原料气冷却器(E-5002)和1号原料气冷却器(E-5001)复热到环境温度后，再经精细配氮调节实现准确的氢氮化学配比后作为精制合成气送入氨合成工序。
塔底分离出液态甲烷，经过4号原料气冷却器(E-5004)和3号原料气冷却器 (E-5003)回收部分冷量后，送往甲烷贮存装置，作为产品输出。
塔底液态甲烷输出前减压闪蒸分离溶解的氢及氩气通过尾气压缩机返回系统回收。同时过冷产品甲烷并提高产品纯度。
高压氮气来自界区外的空分装置，经过1号原料气冷却器(E-5001)和2号原料气冷却器￠-500 冷却后，节流直接与自氮洗塔(C-5001)顶部来的精制气混合，实现配氮比例。
权利要求
1.一种液化天然气及合成氨的联产方法，其特征在于包括如下步骤(1)、煤气经变换处理，获得变换气；(2)、所述变换气经冷凝分离所获得的冷凝液后，进行脱硫脱碳，得到净化变换气；(3)、将所述净化变换气进行甲烷化处理，获得包括氢气和CH4的混合气体；G)、将步骤C3)所获得的混合气体进行深冷分离，分离出的液态CH4为液化天然气；并获得氢气；(5)、将步骤(4)获得的氢气与氮气混合，得到一定氢氮比的合成气，送入合成氨工序， 获得氨。
2.如权利要求1所述的方法，其特征在于所述煤气为以煤为原料经加压气化产出的尚温煤气ο
3.如权利要求1所述的方法，其特征在于所述的变换处理包括两段变换，煤气进入换热器与第一段变换炉出口废热锅炉产蒸汽进行热交换后，其中一部分进入第一变换炉，经过第一段变换后的气体，通过废热锅炉产蒸汽和煤气换热后进入第二段变换炉，经过第二段变换后的气体通过蒸汽过热器及蒸汽废热锅炉后分级回收热量。
4.如权利要求3所述的方法，其特征在于第一段变换中CO的转化率为20 40%(ν/ ν)；第二段变换CO转化率为10 15% (ν/ν)；其中40%-60% (ν/ν)的煤气进入第一段变换炉。
5.如权利要求1所述的方法，其特征在于所述甲烷化处理包括大量甲烷化过程和补充甲烷化过程；在大量甲烷化过程中CO转化为CH4 ；在补充甲烷化过程中CO2转为为CH4。
6.如权利要求5所述的方法，其特征在于甲烷化处理包括3级甲烷化；净化变换气先进入原料换热器，净化变换气在所述原料换热器中被来自第3级甲烷化炉的出口气加热； 经过热交换的净化变换气一部分与第1级甲烷化炉出口的气体混合进入第2级甲烷化炉进行甲烷化处理；另一部分与第2级甲烷化炉出口的一部分作为循环气的气体混合，以稀释净化变换气中的CO浓度，然后进入第1级甲烷化炉进行甲烷化；另一部分第二级甲烷化炉出口的气体进入第3级甲烷化炉进行补充甲烷化处理，经第3级甲烷化处理后的气体进入所述原料换热器，与所述净化变换气热交换后，通过循环水冷却器冷却并分离冷凝液，然后通过分子筛吸附水份，进行深冷分离。
7.如权利要求6所述的方法，其特征在于第2级甲烷化炉出口气体经过废热锅炉冷却；进入第1级甲烷化炉的气体中CO含量小于等于10% (ν/ν)；所述循环气经脱盐水预热器并分液后，通过循环压缩机加压与净化变换气混合进入第1级甲烷化炉。
8.如权利要求1或7所述的方法，其特征在于步骤(3)所获得的混合气体的深冷分离包括步骤(1)所述混合气体进入冷箱中的1号原料气冷却器进行一次冷却，该冷却器的冷量由1 号混合冷剂循环压缩机和返回的配氮后的合成气提供；(2)经过一次冷却的混合气进入2号原料气冷却器，2号原料气冷却器冷量由2号混合冷剂循环压缩机和返回的配氮后的合成气提供；(3)、经过二次冷却的混合气进入3号原料气冷却器，3号原料气冷却器的冷量来自2号混合冷剂循环压缩机、液化甲烷和返回氮洗气，经过该次冷却后，部分混合气被冷凝；(4)、经过三次冷却的混合气进入4号原料气冷却器，4号原料气冷却器的冷量由液态甲烷和氮洗气提供；(5)、经过四次冷却的混合气由底部进入氮洗塔，液氮从氮洗塔的上部喷入，进入氮洗塔的混合气中的甲烷被洗涤至塔底，净化后的含有氮气的氮洗气由塔顶离开，经过4号和3 号原料气冷却器复热后，配入适量的高压氮气，得到合成气，所述合成气经过2号和1号原料气冷却器复热到环境温度，再经过精细配氮调节实现准确的氢氮化学配比后得到精制合成气，然后进入合成氨工序。
9.如权利要求6所述的方法，其特征在于氮洗塔塔底分离出的液态甲烷，经过4号和 3号原料气冷却器回收部分冷量后送往甲烷存储装置，作为液化天然气输出。
10.如权利要求6所述的方法，其特征在于塔底液态甲烷输出前减压闪蒸分离溶解的氢及氩气，通过尾气压缩机返回系统回收。
11.如权利要求6所述的方法，其特征在于高压氮气来自于空气分离装置，经过1号和2号原料气冷却器冷却后，与来自氮洗塔顶部的含氮氢气混合。
12.如权利要求1或6所述的方法，其特征在于所述净化变换气中酸性气体&S、COS 和H2S浓度在0. Ippm以下；所述合成气中氢气与氮气的摩尔比为3 1。
13.一种液化天然气及合成氨的联产工艺装置，该装置包括煤气化单元，包括气流床粉煤气化床，煤粉在煤气化单元中产生粗煤气，粗煤气组要成分为co、二氧化碳、甲烷、水蒸气和氢气；变换单元，包括至少一个充填有变换催化剂的反应器，在该单元中将CO通过催化变换为CO2和氢气；脱硫脱碳单元，通过脱硫脱碳装置去除酸性气体；甲烷化单元，将剩余CO和氢气转换为甲烷气；深冷分离单元，包括氮洗塔，将甲烷气冷凝为液化天然气，同时分离出含有氮气的氢气；氨合成单元；采用中压合成工艺制取产品液氨。煤气化单元与变换单元连接；变换单元与甲烷化单元相连接，甲烷化单元与深冷单元相连接，深冷单元分别连接液化天然气储存器和氨合成单元；在变换单元、甲烷化单元、和深冷单元的入口和/或出口处勻设有热交换器，用于回收热量。
14.如权利要求13所述的系统，其特征在于，变换单元包括两个变换炉，第一段变换炉入口处设有热交换器，出口通过管线连接于入口处的热交换器，经过热交换器后连接于第二级变换炉的入口，第二段变换出口通过管线连接脱硫脱碳单元。
15.如权利要求13所述的系统，甲烷化单元包括3个甲烷化炉；第一级甲烷化炉的入口处设有热交换器，第一级甲烷化炉的出口与第二级甲烷化炉的入口通过管线连接，该管线中设有热交换器，第二级甲烷化炉的出口分别与第三级甲烷化炉和第一级甲烷化炉的入口通过管线连接，第三级甲烷化炉的出口与位于第一级甲烷化炉入口处的热交换器连接， 经过热交换后连接于深冷单元。
16.如权利要求13所述的系统，深冷单元包括四台板翅式换热器、混合冷剂循环压缩机和氮洗塔，来自于甲烷化单元的气体经过一次经过四台板翅式换热器后经过氮洗塔的底部，所述的板翅式换热器之间的混合冷剂通过循环压缩机在板翅式换热器间循环流动；有氮洗塔顶部出口流出的氢气和氮气混合气，经过四级所述的板翅式换热器，升温后进入氨合成单元。
全文摘要
本发明属于煤化工技术领域；特别是一种煤气化合成氨和液化天然气的联产工艺。本发明提供了一种利用高温气流床产生的粗煤气生产液化天然气及合成氨联产的方法和设备，利用成熟先进的物理化学吸收工艺脱硫脱碳，利用先进的甲烷化转化技术获得甲烷后，采用深冷技术，经过阶梯式冷却、洗涤分离，生产的液态甲烷作为产品液化天然气输出，同时生产的氢气配氮回收冷量后送氨合成装置生产合成氨。从而实现天然气与液氨的联合生产，装置具有相应的调节负荷能力，且无需合成弛放气的排放。最大限度的将粗煤气用于产品生产。
文档编号C10L3/10GK102533365SQ201110412589
公开日2012年7月4日 申请日期2011年12月12日 优先权日2011年12月12日
发明者姜从斌, 朱玉营, 罗丹雨, 赵辉, 韩勇 申请人:航天长征化学工程股份有限公司