合成氨原料气双精制新工艺介绍

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1、合成氨原料气双精制新工艺介 绍作者:日期:合成氨原料气双甲精制新工艺一 双甲新工艺开发简况合成氨原料气双甲精制新工艺，即用甲醇化、甲烷化净制精炼合成原料气中 CO CO2使之小于10PpM并副产甲基化合物。此工艺简称双甲新工艺，是湖南 安淳高新技术有限公司开发成功的一项新技术。该技术是1990年提出，1991年进行工业化设计，1992年9月第一套工业化装置在湖南衡阳市氮肥厂投产成功，国际上属于首先提出，最先进行工业化生产。1993年4月获国家发明专利权，相继又中 请了可调节氨醇比的双甲新工艺专利，美、英的权威化学文摘做了报道。该装置 至今已正常生产八年，取得了很好的效益。1994年元月通过化工

2、部鉴定，1994年6 月国家科委将该项目列入国家重大科技成果推广计划项目。此后又相继投产 了四家，效果很好。双甲新工艺净化精制原料气比传统铜洗法和深度低变甲烷化法比较有着 明显优点，有广阔的应用前景。二双甲新工艺技术方案1 .化学反应 甲醇化反应 原料气中CO CO2tH2ft催化剂作用下和一定温度下生成粗甲醇，经过冷却、 分离送入中间贮糟。主要反应方程式如下：主反应 CO + 2H2- CH3OH102.37KJCO2+ 3H2CH3OH H2d 59.45KJ副反应 4CO + 8H2 C4H9O H 3H2d 49.62KJ2CO+ 4H2 (CH3)2O+ H2d 200.39KJ2C

3、H30Hf (CH3)2O+ H2O- 4.35KJCO+ 3H2CH务 H2O 115.69KJ甲烷化反应经甲醇化工序后的醇后气，含Cd CO为0.10.3%,经换热后温度达到280C, 进入甲烷化工序，净化气中CO CO在催化剂的彳用下，与H姓成甲烷。其反应方 程如下：洲CO+ H2 CH务 H2d 115.69KJCO2+ 4H2- CH务 2H2d 72.77KJ2 .双甲工艺流程简图及说明2.1 原则流程变换脱碳精脱硫图一 双甲工艺原则流程造气出来的半水煤气经气柜后，进行粗脱硫使 H2给量0.07g/Nm3,力口压至 0.8MPa,进入中变。中变出来的气体中的 CO量控制在1.55%

4、经脱碳,使CO2 下降到0.20.5%,用无硫氨水进行第二次脱硫，将 H2s兑除到100Pp股下，再进 行精脱硫，使气体中之总硫量降到0.1PPM入高压机压缩到5.013MPat醇后气 进行换热，温度为200c时，进入甲醇化反应。从甲醇化塔出来的气体，与新来的气体换热，冉水冷至40 c左右，进入醇分，经醇分后，使CO CO2s到0.10.3%,去高压机加压至与氨合成相等压力，进入甲烷化系统反应，反应后的气体CO+CO20 10PpM此气体经换热后与从氨合成塔来经换热后进入冷排之气体混合，进入冷排冷却，再去氨合成循环系统。从合成氨系统中排出的吹除气及液氨贮罐上排出 的弛放气，经脱氨后去氢回收装置

5、，利用真空纤维或变压吸附法对气体介质的选择吸附，而弛放气中的H徽吸附。H2s吸后，回到系统中，未吸附的气体则排空。2.2 可控制醇氨比的双甲新工艺流程（图二）双甲新工艺目的以净化精制原料气为主，副产甲醇为辅。但随着市场变化， 产品需求变化，产品结构随时必须调整，即醇氨比要进行大幅度调节，在甲醇市 场旺盛时，醇氨比要求达到1:3左右。此时产醇和精制原料气都是双甲工艺的重要 任务，具流程安排原则是设置两个甲醇塔，第一个甲醇塔的作用是产醇，第二个 塔是净化，经过第二个塔后， CO+CO20.3%。沂 I气半水煤气-中 变II低变II脱硫II脱碳I一1 1 T 11111111|H2II1 1II放空

6、II 1 I II II II III氨合成I一I甲烷化II #2甲醇塔|一| #1甲醇塔|一|精脱硫 1甲醇甲醇图二 可控制氨醇比的双甲流程这种安排很灵活，当甲醇需求很大时，原料气通过两塔，在第一塔中COfCO2组分中80%专化为醇，以产醇为主,第二塔只把剩余 20%COCO2专化，使之小于或 等于0.3%。如果甲醇需求疲软，双甲工艺以净化精制为主，甲醇是副产品，并尽 量减少，例如1:10至M：15,此时只用一个塔，第二塔备用，当第一塔触媒活性老 化，再启用第二塔，同样控制入甲烷化炉的 CO+CO20.3%。2.3 节能流程（图三）第一级甲醇化采用5.0MP或8.0MPa,第二级甲醇化及甲烷

7、化与氨合成采用 15MPa第一级仍以产醇为主，即90%COfCO在此压力下转化为粗甲醇，剩余的 10%COfCO考量在1215MPa或30MPa珏力下转化为甲醇，使 CO+CO20.3%! 入甲烷化，甲烷化后气体中CO+CO210PpM送入氨合成。此流程的优点之一是在于低压下合成甲醇，即有 610%勺气体（CO CO和生 成甲醇需要的H2）,不需加压到更高压力，大大节约了电耗。优点之二是在5MPa压力下甲醇化，可以利用甲醇化反应热副产中压蒸汽背压，做为动力，背压后蒸 汽仍可做为工艺用汽。优点之三，由于甲烷化与氨合成等压下反应，可以利用氨 合成反应热，维持低成份下（CO+CO2 0.3%）甲烷化

8、反应温度，而不必开电炉来维 持反应。对老厂采用双甲新工艺，高压机没有 5MPai一段，而只有7.8MPa 12.5MPa 和300Mp筹压力段，则分别可以在7.8MPaK12.5MPaE力下进行甲醇化，然后升压 至15MPa 30MP进行甲烷化和氨合成。这种流程的节能效果也很显著。源 0.8 1.2MPa 造造气IT中低变/一T脱硫卜一T脱碳卜一T精脱硫卜一5MPa(8MPa)I i i i ii 15.0MPa I氨合成卜一T甲烷化卜一T二级甲醇化h1 一级甲醇化卜1111111 30MPa 11； ；氨水甲醇甲醇图三节能双甲工艺流程三双甲新工艺的控制指标1 .原料气中的二氧化碳含量原料气精

9、脱硫后，即进入甲醇化系统。原料气中 CO要保证小于或等于0.2%, CO过高，甲醇化过程中，生成水多，消耗氨多，增加副产醇的成本。某厂原料气 中CO2i0.81%粗甲醇中水含量达20犯上。实际生产中还发现CO2勺转化率比 CO氐得多，原料气中CO过高会使酉!后气中CO2I,进入甲烷化后，消耗氢更多， 因为一个CO2子，生成CH裂耗2个氢，生成H20s耗2个氢。2 .原料气中的一氧化碳含量与醇氨比原料气中一氧化碳由醇氨比决定。醇氨比大，原料气 CO噱求含量高，反之， 则可低些。醇氨比依市场情况而定，当市场对醇需求量大，应适当提高醇氨比，然后在 一定的流程与系统配置下，醇氨比的提高受一定的限制。如

10、表一，涧不同醇氨比的气体成份要求表（表一）1醇氨比1半水煤气1变换气中1进甲醇化1进碳化1吨氨脱 CO2 !1 (n:n)1I (N2%)I (CO%)I (CO%)I (CO2%)|1(N )1111| 1:15| 21.60I 1.32I 1.831I 0.14|11224.90|I 1:9I 20.65I 2.02I 2.81I 0.17|1264.47|I 1:6I 19.98I 2.82I 3.96I 0.20|1320.45| 1:4| 18.23I 3.92I 5.53I 0.24|1388.69|I 1:3II 17.85I 4.90I 0.93I 0.28|i1462.59|

11、从表中看出，副产甲醇越多，要求半水煤气中 N2脸少，即在造气工段加氮空 气减少；进碳化之前CO21分比越少。即对碳钱流程，还需采用其他方法脱除 CO2 变换气中COT分比越高，变换负荷减轻，加入蒸汽量减少，节约蒸汽越多。在甲 醇市场需求较大、价格较高情况下，多产甲醇是有利的，但必须加大造气能力、 脱碳能力。最大醇氨比超过1:3,此时甲醇化必须采用双级反应，第一级以产醇为 主，第二级以净化为主。半水煤气中 N给量降到17.85%以下，就要适当增加造气 能力，碳钱流程还要增加脱碳装置，以维持氨平衡。生产实践证明醇氨比控制1:9左右，控制难度不大，不必增加其它各工段能力， 变换气中COT分比不太低，

12、消耗蒸汽不多，因而从经济上是比较合理的。3 .醇后气一氧化碳与二氧化碳双甲工艺中，醇后气尚有少量 COtCO2在甲烷化中，这些CO CO2f氢反应 生成甲烷，送入氨合成系统，用放空的方法，使甲烷保持进出平衡，不致积累。因为醇后气中CO酌含量基本上稳定，相对COE化波动较大，所以只讨论CO勺含量 与氢消耗、放空量的关系。见表二涧SfcK醇后气成份与气体消耗的关系（表二）飙111醇后气1111111烷后气I吨氨放空I吨氨生成甲烷I吨氨新鲜I新鲜气增加量1I (CO%)加 1ILI (CH4%)1IIIIII (NM3)|耗氢(NM3) |气耗(NM3) |净值量1III增III 0.59111I

13、1.651111I 193.44| 35.04| 2969.05| 110.183.851I 0.475II 1.55| 177.61| 27.71| 2946.29| 87.423.051I 0.3571I 1.45| 162.20| 20.75| 2923.10| 64.232.21I 0.2391I 1.35I 149.59|13.75| 2901.88| 43.011.51| 0.1201| 1.24I 137.39|6.83| 2880.21| 21.340.71| 0.00011L| 1.11I 116.39 |0.00| 2858.87| 0 0注：醇后气中CH给量为1.099%

14、洙从表中可以看出，醇后气中COffi高，即净化度越低，甲烷化耗氢越多，氨合成放空量越多，吨氨新鲜气消耗越多，以醇后气中COfe0（铜洗流程）为比较基准， 醇后气CM0增加至0.21%?口0.591%,吨氨新鲜气消耗由2858.87NM2曾力口至 2880.21NM刷2969.05NM3分别多耗原料气21.34NM3 110.18NM3因止匕，醇后气 中CO暇越低越好。但CO题低，又引起两个问题，第一个问题是 CO题低，要求COS甲醇化中转 化率越高。如果要求醇后气CO班到0.10.2%,而醇氨比要求1:25,则要求CO 转化率达到96.798.5%,如此高的转化率，用一般的方法（如中压联醇或低

15、压甲 醇法）是难以达到的。我们采用了双级双压法，即第一级以产醇为主，在低压下进 行，第二级以净化为主，在中压下进行。第二个问题是 CO题低，由于缺少反应热 量，甲烷化反应难以自热平衡。4 .原料气中总硫与氨含量硫对甲醇化和甲烷化触媒都有永久性毒害，资料介绍，铜基催化剂硫含量达 2崛|3失活，因此要求原料气中总硫控制在 0.1PPMUZ下。氨对甲醇化催化剂也与硫一样，有毒害作用，对碳俊流程，原料气中含氨较 多，则要求安排脱氨装置，使原料气中氨降到 0.1PPMZ下。5 .甲烷化热平衡问题CO的甲烷化反应，是放热反应，在绝热情况下，每反应0.1%CO温度上升约7C, 如果入反应器CO%b反应温升很

16、高，调节不当，可能烧坏催化剂。如前所述，CO% 过高，吨氨新鲜气消耗增加，所以 Ca CO”般不能超过0.7%。然而C8 CO2低 放热太少，除去了热损失之后，温升很少，甚至不能维持反应温度。双甲工艺的 原则是在维持双甲系统热平衡前提下，尽量降低醇后气中C8 CO2勺百分比含量，以保持反应正常进行。这里有两种方法：第一，利用甲醇反应热。例如：CO；0.25%, CO为0.05%寸，用醇后气（约150C）予热进甲烷化的气体，就可经保证甲烷化反应 温度，使反应正常进行。第二，借助氨合成的热量。予热进甲烷化的气体至反应 温度，则醇后气中Cd CO2粥以降至IJ0.1%。此时将甲烷化与氨合成在等压下进

17、行。 这两种方法我们在设计中都已采用。四 与深度低变甲烷化的比较合成氨原料气的净化精制方法中，有一种比铜洗先进，使用也有很长历史的 深度低变甲烷化法。其主要特点是要求低变气中CO0.3%,进甲烷化COf CO2 为0.7%。按此指标大多数流程和操作存在一些问题。变换气中CO年到0.3%,按变换反应平衡理论，要求大量的过量蒸汽进入变换 炉，即汽气比很大。如果以天然气、油为原料的转化法制取原料气，或以煤为原 料的德士古水煤浆加压气化法制取水煤气，由这些方法制取的原料气含有大量的 饱和蒸汽，其中的CCg中变直接用低变，即可降到0.3%以下。如图四是鲁南第二 化肥厂德士古水煤浆加压气化制取的煤气净化精

18、制方法，方法虽然简单，但德士 古法基建投资很大，国内许多化肥厂还没有采用。诉 II 3.9MPa I德士古造气I1中变II低变IINH加硫|11 1 汽/气 1.4/1111111|II I 30MPa I氨合成h1甲烷化卜一e nh加碳|一干法脱硫11111 T 1111氮气图四德士古加压气化、深度低变甲烷化流程如果以煤为原料，采用空气蒸汽间歇法制半水煤气，因进入变换系统的 半水煤气水蒸汽含量很少，要将半水煤气中的 C解至0.3%以下。为了使反应有利 于平衡变换，必须反应到一定程度后，将生成的二氧化碳脱除，就要求两次变换， 两次脱碳，反覆升温、降温。如图五为鲁南第一化肥厂的中低变一甲烷化流程

19、方 框图。2.1MPa气水煤气鼓翅一I脱 硫I-升温 I中 变一降温。水冷降温 一I低变h- 升温 一I精脱硫卜一T 一次脱碳IO水冷H二次脱碳I 升温H甲烷化I 氨合成图五两次脱碳深度低变甲烷化流程由图看出流程太复杂，设备台数很多，且反应热利用率太低（两次变换之后, 都要用水降温）。为了简化流程，山东某小氮肥厂采用了中、中耐硫低变甲烷化流程。如图六I中变炉I气水煤气11T 一热交J 二热交IH饱和热水塔I一一1111T；JIIO 水冷 I1JII中变炉I I脱碳系统I I活性炭III11IJ 三热交J甲烷化热交T甲烷化气1I甲烷化h-I氧化锌K图六 中变、耐硫深度低变甲烷化流程0.81.2M

20、P井水煤气经过饱和热水塔，第一热交，被中变二段来的热气加热, 进入第二热交，被中变一段来的热气继续加热，进入中变一段反应，一段反应热 气经第二热交冷却进入中变二段反应，反应热气经第三热交和第一热气进入热水 塔降温，水冷、脱碳、二次脱硫、精脱硫，进入甲烷化热交，被甲烷化热交加热， 再进入第三热交，被中变一段气加热至 250280C,进入甲烷化炉反应，反应后 甲烷化热气经甲烷化热交冷却，再水冷、分离、加压送至氨合成系统。此法中变后不经脱碳就进入低变，流程并不复杂，但采用该法物耗（原料气 与蒸汽耗）很高。表二是不经脱碳即深度低变甲烷化的物料平衡表，表三是 中低变双甲工艺物料平衡表，利用这两个表来分析

21、说明消耗高的具体情况。1.双甲工艺吨氨耗精炼气比深度低变甲烷化耗精炼气少,前者2901.91N,后者为3000.29N ,相差98.38N 。即双甲工艺吨氨少耗精炼气 93.38/2901.91=3.2%。惠飙泄表二深度低变甲烷化物料表（吨氨）举 II 组分 | H2 | N2 | CO | CO2 | CH4 | Ar | 合计I 变 | %| 52.00| 16.84 | 0.3| 30.34| 0.23| 0.38| 100| 气 I N | 2278.64 | 739.42 | 13.17 | 1332.12 | 10.11 | 16.85 | 4390I 原 | %| 74.36|

22、24.13 | 0.55| 0.2| 0.33| 0.43| 100I 料 I1111111| 气 | N | 2278.64 | 739.42 | 13.17 | 6.13| 10.11 | 16.85 |3064.32 |I 甲 | %| 73.81| 24.64 | -|-| 0.98| 0.57| 100I 气 | N | 2214.61 | 739.42 | -| -| 29.41 | 16.85 |3000.29 |意抨表二 中低变 双甲工艺物料表（吨氨）举 IIIIIII 组分 | H2 | N2 | CO | CO2 | CH4 | Ar合计II 半水 | %| 40.02|

23、21.06 | 30.24| 7.92| 0.59| 0.16|100 II 煤气 | N | 1407.82 | 741.00 | 1063.79 | 278.78| 20.88 | 5.505 |3517.85 |I 变 | %| 53.12| 16.48 | 1.84| 28| 0.46| 0.12|100|I 换 II111111I 气 | N | 2388.74 | 741.00 | 82.94| 1259.64 | 20.88 | 5.505 |4496.47 |I 原 | %| 73.55| 22.95 | 2.57| 0.16| 0.59| 0.17|100I 气 | N |

24、2317.43 | 723.18 | 81.03| 51.68| 18.64 | 5.505 |3150.94 |I 甲醇 | %| 74.08| 24.76 | 0.20| 0.10| 0.66| 0.19|100 II 化气 | N | 2162.78 | 722.82 | 5.84| 29.19| 19.27 | 5.506 |2919.43 |I 甲烷 | %| 73.83| 25.01 | -| -| 0.97| 0.19|100 II 化气 | N | 2133.59 | 722.82 | -| -| 28.03 | 5.505 |2889.94 |持2.双甲工艺利用原料气中的一氧

25、化碳和二氧化碳副产10%3醇（醇氨比1:10）,即吨氨副产醇100公斤，深度低变甲烷没有副产品。3.深度低变甲烷化工艺要求变换气中一氧化碳小于或等于0.3%,如果中变气不经脱碳，即进入深度低变，查变换反应平衡数据，只有汽/气R=0.6,温度t=180C下，出口气中一氧化碳才小于或等于 0.3%。按此计算，吨氨需入炉蒸汽 1632.10 公斤。如采用中低变双甲新工艺，低变出口气中一氧化碳为1.84%,温度210c（考虑平衡温距20C）汽/气R=0.35,则吨氨需要入炉蒸汽989.29公斤。如果两者都设有饱和热水塔回收蒸汽，回收效率一样，则双甲工艺比深度低 变甲烷化变换时吨氨少耗蒸汽1632.10

26、-989.29=642.81公斤。综上所述，中低变双甲工艺与深度低变甲烷化比较，双甲工艺适应 能力更强，应用范围更广泛，吨氨耗精炼气少3.2%,变换蒸汽少耗64.97%,且还能副产甲醇10%五与铜洗工艺的比较双甲新工艺与铜洗法比较，有四个明显优点，节能、节物、运行稳定、净化环境。1 .节约蒸汽1.1 采用双甲新工艺，变换气中CO%!高，变换需要补充蒸汽减少。如醇：氨=1:3时，变换气中CO4.9%,而一般工艺，变换气中C以2.42.5%, 则变换过程中，吨氨补加蒸汽最少可减少 300Kg/tNH3。1.2 双甲新工艺废除铜洗，节约铜液再生供热（蒸汽），生产实际数据约300Kg/tNH3。2 .

27、节约原料气2.1 铜洗流程，铜液在每次循环时铜洗成份都在变化，都要调节，波动较大，精制气体微量经常超标，铜洗气带液、冒液。在小氮肥厂中因此影响总产量2%折成含氢74%M料气约62NM3/tNH3废除了铜洗，此项即为节约量。2.2 铜洗流程中，铜液中吸收了 CQ并溶解了 H冷有效气体，再生时，成为再生 气。再生气因为回收不完全，损失25NM3/tNH3废除铜洗，此项即为节约量。2.3 铜洗流程中，要不断补充液氨，除了回收为氨水外，生产一吨氨约有810Kg氨消耗，折成原料气为29NM3/tNH32.4 双甲工艺中，醇后气中尚有 CO CO20.3%这些COf CO冲成甲烷，需要消耗 氢气；生成的甲

28、烷在氨合成中要增加放空量，两者多耗含氢74%（料气66.75NM3/tNH3以上四项的代数和为49.25NM3即双甲工艺节约原料气（折氢为74%）49.25NM3/tNH33 .节约电耗3.1 废除铜洗，节约铜泵耗电20KWh/tNH33.2 废弃铜洗，节约氨冷铜液冷冻电耗10.97KWh/tNH3;3.3 废弃铜洗，节约铜洗再生气回收压缩机电耗 17.3KWh/tNH3;3.4 双甲工艺中的甲醇化采用双级双压法，其中第一级压力为5.07.0MPa,使压缩机最后两级气量减少，估算节电60.98KWh/tNH3以上共计节电109.25KWh/tNH34 .节约铜、醋酸、液氨。吨氨节电解铜 0.1

29、819公斤，节冰醋酸0.2423公斤，减 少自用氨8.2公斤。5 .铜洗的微量一般都在20PPIMX,且经常带液喷液，生产运行不稳定。双甲工艺很稳定，微量510PpM6 .铜洗过程中，跑、冒的铜液污染大气、河水及生产现场，双甲工艺没有液体、 气体的渗漏，环境良好。SfcK铜洗流程一双甲工艺吨氨运行费用比较（表四）持也项 目1单位1铜洗流程消耗减1单价1金额1（元/tNH3） |111 双甲工1 （元）11电解铜1 KgI 0.18191I 24 |14.3656|冰醋酸1 KgI 0.2423I 6.5 |1.5750|液氨1 KgI 8.2000I 0.95 |7.7600|小计1 KgI

30、8.624211113.7000|1高压机耗电I KWhI 60.981I 0.23 |114.030|铜泵、铜液冷冰耗电KWhI 30.90I 0.23 |7.107|再生气回收耗电I KWhI 17.30I 0.23 |3.980|小计I KWhI 109.18I 0.23 |125.117|1变换气耗蒸汽1 KgI 3001I 0.5 |115.00|铜液冉生耗蒸汽1 KgI 300I 0.5 |15.00|小计1 KgI 600I 0.5 |130.00|1微量超标放空I Nm3I 621I 0.32 |119.84|再生气回收不完全I Nm3I 25I 0.32 |8.00|双甲工艺

31、甲烷化耗气Nm3I -66.75I 0.32 |-21.36|小计I Nm3I 20.25I 0.32 |6.48|1甲烷化耗触媒1 Kg | -0.0667| 50-3.3351低变耗触媒I Kg |0.1000| 303.0001小计1111IIII-0.3351111111合计111 174.962注：甲醇化触媒费摊入甲醇成本中由上表可见，双甲新工艺运行费用显著降低，吨氨降低 74.962元，生产一万吨氨节约运行费用74.962万元。六双甲新工艺的副产品双甲新工艺是合成氨原料气精制新工艺， 它可使原料气CO+CO2到510PpM 新工艺除了精制气体功能之外，还利用变换后的CO脱碳后的CO

32、劄产粗甲醇或醇 醴混合物。粗甲醇可以用常压精储方法得到精甲醇。醇醴混合物中，二甲醴含量达3040%混合物是一种易燃的优质燃料，可替代液化气做民用燃料。也可用加压精储 方法，得到二甲醴和甲醇。二甲醴是主要化工原料和雾化剂、冷冻剂，价格达8000 10000%/吨，具有很好的经济效益。副产物是粗甲醇还是醇醴混合物，决定于采用何种催化剂。用一般甲醇催化 剂，生产出来副产物是甲醇，采用我们公司开发出来的 XMM!化剂，则生产出来的 是醇醴混合物。双甲新工艺是我国首先提出、首先工业化成功的一项先进工艺，它是合成氨 生产技术一项重大革新。它由中低变脱碳精脱硫甲醇化甲烷化 构成。它的主要功能是将合成气中 C

33、d CO2兑除至U510PPMZ下，同时副产甲醇。 在甲醇需求旺盛情况下，也可调节一氧化碳含量，多产甲醇，其氨醇比可由1:3到1:20之间调节。双甲工艺中的甲醇化压力可在5.0MPa015.0MPail行，随着醇氨 比的变化，甲醇化可采用双级或单级，甲烷化压力范围可与氨合成压力等压。它 与变换脱碳铜洗工艺、变换脱碳联醇铜洗工艺或深度低变 甲烷化流程相比，流程短、精制度高，操作稳定可靠，节约能耗、物耗，经 济效益显著，且适用性强，既适用于石脑油、天然气，又适用以煤为原料的工厂， 同时产品结构改善，既生产氨，又生产甲醇，如果更换催化剂，还可以生产二甲 醴和甲基燃料。利用本工艺改造老厂，可在两年内回收全部投资，如果新建氨厂 采用双甲新工艺更加合理。25