有机工艺学--裂解气的分离与净化.ppt

1、第三节 裂解气的净化分离,裂解产物经废热锅炉和急冷器冷却至200300之间，进一步冷却至常温，裂解气中重组分(燃料油、裂解汽油、水分)被分离 裂解气的预分馏, 净化: 脱除有害、无用或有影响的组分 分离：轻质烃类混合物分离成所需纯度的单体烃或烃类馏分,一 引 言,表3-1 裂解气的组成(%),二 裂解气的预分馏,作用: a 进一步降低裂解气温度，保障压缩机的 正常工作，并降低裂解压缩机功耗； a 脱除裂解气中的重组分，减少压缩分离 系统功耗； a 以冷凝水方式回收裂解气中稀释蒸汽， 减少污水排放； a 进一步回收裂解气低能位热量；,1.轻烃裂解装置预分馏的工艺过程,裂解汽油,（一）、预分馏工艺

2、,2.馏分油裂解装置工艺过程,由于裂解气中含有H2S、RSH、CO2、RCOOH、HCl，因而在急冷水、工艺水及稀释蒸汽发生系统构成H2O-H2S-CO2-HCl腐蚀。 注氨、注碱和注缓蚀剂，PH=89为宜，太高易造成急冷水乳化,原料变重，稀释蒸汽比增大，乙烯收率下降，进料量增大，裂解气露点温度升高。,（二）、腐蚀及防腐,（三）、预分馏系统对裂解原料的适应性,表3-4 不同裂解原料裂解时预分馏系统的比较(0.3Mt/a乙烯),随着原料的变化，预分馏系统热负荷变化较处理量变化的幅度大得多，随着原料变重,废热锅炉回收的高位能热量减少，相应急冷油和急冷水的热负荷增加。预分馏系统对不同裂解原料的操作弹

3、性主要取决于热量回收系统的设计，调整油洗塔塔釜温度可以大大增加系统的操作弹性.,表3-5 不同裂解原料热量回收的比较,经预分馏系统处理后的裂解气含氢气、烃、H2O、CO2、H2S、CO、乙炔等，利用各组分沸点的不同，在加压、低温的条件下经多次精馏分离，并在此过程中采用吸附、吸收和化学反应的方法脱除水分、酸性气体、一氧化碳、炔烃等杂质。裂解气分离装置主要由精馏分离、压缩制冷、净化系统组成。由不同精馏分离方案和净化方案可以组成不同的裂解气分离流程。 不同分离工艺流程的主要差别在于精馏分离烃类的顺序和脱炔烃的安排.,二 裂解气的净化,1. 酸性气体的来源及危害,来源：,气体裂解原料带来的硫化物和二氧

4、化碳； 液体原料中硫化物高温下与H2/H2O反应产物； 烃或炭在高温下与水蒸气反应； 混入的氧气。,（一）、酸性气体的脱除,危害:,e H2S腐蚀设备，使脱水分子筛中毒、脱炔的钯催 化剂中毒； e CO2低温转化为干冰，堵塞设备； e CO2和硫化物影响烯烃聚合催化剂的活性； e CO2和H2S的存在，降低烯烃的有效压力，从而 影响聚合速度和聚合物分子量分布,管式裂解炉裂解条件下生成二氧化碳的可能性远小于H2S 其余为燃料气带入系统的，CO2的含量较H2S大,2. 碱洗法,3.“长尾曹达”碱洗法,a：NaOH过量时，生成Na2S 、Na2CO3,若裂解气中CO2/H2S=0.3 2(mol)

5、, T=40，P=1MPa时，三个反应历程：,b：NaOH耗尽后,Na2S与CO2、H2S反应生成 Na2CO3和NaHS,c： Na2S耗尽后，Na2CO3与CO2、H2S反应生成 NaHCO3和NaHS,(A),(C),(B),(D),重量/,碱洗历程示意图,Na2CO3,Na2CO3,Na2CO3,NaOH,Na2S,NaHS,NaHS,NaHCO3,若反应进行到终点，溶液中NaOH全部消耗，而NaHCO3和NaHS浓度最高，碱洗过程碱耗最低。但在NaHCO3的存在下，Na2CO3和NaHS在一定浓度范围内将有NaHCO3和Na2CO3晶体析出，随着NaHS的增加，进入结晶区后的游离的N

6、a2CO3减少,见F区。为避免结晶析出，控制碱洗条件在B、D区的交界区域(C)内进行。,表3-6 碱洗废碱液的典型组成,表3-6 碱洗废碱液的典型组成,Na2CO3 浓度/%(质）,5 10 15 20,20,15,10,5,0,NaHCO3 浓度,（F）,（E）,结晶区,n（CO2）/ nl（H2S) = 2,1,1/2,1/3,碱耗大，酸性气体脱除彻底,3、醇胺法 酸性气体含量高，用可再生溶剂醇胺进行化学吸收 单乙醇胺（MEA） 双乙醇胺（DEA）,4、两种方法的比较,醇胺法脱除酸性气体不如碱洗彻底，仅为 3050g/g，尚需用碱洗以满足不大于1g/g； 溶剂虽可再生，但由于挥发、降解以及

7、与CS2、羟基硫等反应的不可逆性，吸收剂损失大；,吸收剂呈弱碱性，酸性气体存在时，PH急剧降低，易腐蚀设备； 选择性差，可吸收丁二烯等双烯烃，吸收了二烯烃的吸收剂在解吸时易生成聚合物黄油，堵塞结垢； 能耗高； 不能脱除有机硫化物； 醇胺+二段碱洗，三段碱洗,（二）、干燥脱水,2. 吸附干燥,1. 炔烃的来源及危害,来源： 对同一原料，随KSF增加而提高 对相同的KSF，随温度提高，时间缩短而提高 C2：乙炔 20007000g/g 不大于5g/g C3：丙炔 10001500g/g 不大于5g/g C=C=C 6001000g/g 不大于10g/g 危害： 影响烯烃聚合物的生产，影响催化剂的寿

8、命，浓度富集后易形成爆炸性气体,（三）、脱炔,2. 脱除方法,A：精馏分离法 对于C3馏分，分别在塔顶、塔釜获得C3=和C=C=C、丙炔，但丙炔和丙二烯富集于塔釜，浓度过高，易聚合爆炸，塔釜炔烃不大于40%() 流程简单，投资少，安全性差 B：溶剂吸收法 利用选择性溶剂将乙炔从裂解气的C2o中吸收并解 吸，达到脱除、回收乙炔的目的 C：催化加氢法 在催化剂的参与下，使炔烃选择性加氢转化为烯烃,3. 溶剂吸收法,（1）选择性溶剂 乙炔是电负性很强的化合物，溶解在溶剂中，乙炔 与溶剂中的电子给予体活性基以氢键方式结合。,表3-7 取代基k值 表3-8 乙炔在选择性溶剂中的溶解度,（2）工艺过程 a

9、 丙酮法（如图）,表3-9 丙酮法操作条件,表3-7 取代基k值,取代基对电子的吸引能力 -F-Cl-SCH3-CO(H)-CO(C6H5)-C6H5-H-CO(CH3)-CH3,表3-8 乙炔在选择性溶剂中的溶解度(25),沸点100，热稳定性好的H2O、NH3、CH3OH、丙酮，但PS大，易污染产品 脱除 高温解吸,回收 低压解吸 对C3、C4馏分中炔烃的吸收效果大于C2馏分,沸点100，热稳定性差的NMP、二甲基甲酰胺(DMF)、 PS小,丙酮吸收法脱乙炔,1丙酮吸收塔；2闪蒸塔；3解吸塔,表3-9 丙酮法操作条件,丙酮选择性差，乙烯损失（约1.5%），乙炔浓度低(不大于40%)，丙酮易

10、挥发，溶剂损失，C2=馏分丙酮夹带量5000g/g，产品乙烯中丙酮约为10g/g, 仍须活性炭吸附处理。,DMF法操作条件,三段：冷回流回收夹带的溶剂；冷溶剂选择性吸收； 塔釜加热使富液中C20、C2=部分解吸。 二段：冷溶剂吸收下部解吸的乙炔； 使富液中C20、 C2=解吸。塔顶气体C20+C2=98%，乙炔2% 对乙炔选择性高、吸收容量大，乙炔纯度达99.9% 以上，乙烯中含乙炔1g/g，产品回收率达98%。,b DMF法（如图）,DMF溶剂吸收法脱乙炔工艺流程（Lummus）,1乙炔吸收塔；2稳定塔；3气提塔,4. 催化加氢法,（1）反应特点 a：乙炔催化加氢,主反应,表3-10 乙炔加

11、氢反应热效应及平衡常数,问题：乙炔加氢转化为乙烷的反应选择性大于乙炔加氢转化为乙烯的选择性； 随着温度的升高，发生脱氢反应生成C和H2的趋势增强，而加氢反应K减小；,热力学： C=C C-C的K2乙炔 C=C的K1,动力学：乙炔 C=C的k1=0.010.1倍C=C C-C 的k3,且反应体系中C=C 乙炔,表3-10 乙炔加氢反应热效应及平衡常数,途径：提高催化剂活性，降低反应温度，以抑制副 反应的发生； 增大氢气和乙炔的摩尔比，有利于乙烯加氢，防止乙炔聚合，生成绿油； 均相 非均相 提高乙炔的吸附能力，抑制乙烯的吸附能力 措施：原料中存在少量的CO，其吸附能力优于乙烯，劣于乙炔，从而促进乙

12、炔加氢生成乙烯，抑制乙烯的吸附，从而提高催化剂的选择性，太多会引起催化剂中毒,族元素的吸附能力 炔烃二烯烃单烯烃烷烃 脱附能力 炔烃二烯烃单烯烃烷烃,b: 丙炔和丙二烯的催化加氢,热力学：炔烃加氢为烯烃K3、K4 丙烯加氢为烷烃的K C3炔烃加氢的选择性优于C2炔烃加氢的选择性。温度升高，绿油及裂解反应加剧，催化剂受污染，活性降低，温度控制重要。,(2)加氢工序,A：前加氢(自给氢加氢)： 顺序流程位于净化单元后；原料从氢气到裂解汽油，催化剂选择性难维持，已不采用； 前脱乙烷流程位于脱乙烷塔后；但C3馏分中炔烃未脱除，尚需后加氢脱炔； 前脱丙烷流程位于脱丙烷塔后；对乙炔、丙二烯、丙炔可同时加氢

13、，但催化剂难以对C2、C3馏分中炔烃均保持良好的加氢选择性，仍需C3馏分进行补充加氢脱炔； B: 后加氢：裂解气分离出C2、C3馏分后，利用氢气对C2、C3馏分分别进行催化加氢,表3-11 两种加氢工艺特点,表3-11 两种加氢工艺特点,(3)加氢脱炔催化剂,表3-12 前加氢催化剂,表3-13 前加氢工艺钯系和非钯系催化剂对比,表3-14 后加氢催化剂,(4)加氢脱炔工艺过程 A:前加氢工艺过程,前乙烷加氢工艺流程,1换热器，2加热器，3等温加氢反应器，4甲醇凝液分离罐， 5甲醇冷却器，6绿油分离罐，7干燥器,表3-15 高压脱丙烷塔塔顶采出气体组成(%),B: 后加氢工艺过程 产品加氢和全

14、馏分加氢,（a）全馏分加氢,（b）产品加氢,全馏分加氢和产品加氢,全馏分碳2加氢工艺流程,1脱乙烷塔；2再沸器；3回流罐；4回流泵；5冷却器；6绿油罐； 7，9换热器；8冷却器；10加热器；11一段加氢反应器（A、B床） 12二段加氢反应器,1脱乙烷塔；2再沸器；3冷凝器；4回流罐；5回流泵； 6换热器；7加热器；8加氢反应器；9段间冷却器；10冷却器； 11绿油吸收塔；12绿油泵,两段绝热床加氢工艺流程,(5)加氢反应器特点及热稳定性,热点即反应器特征温度。其由反应本性和热传递条件所决定，与进料组成、进料温度及冷却剂流量有关。随反应条件的变化, “热点”温度也有相应的变化，而且不是均匀按比例

15、变化。,换热式加氢反应器,为防止由于炔烃含量偏高、H2过量太多而引起的绝热反应器温升提高的现象,可将绝热反应通过逐段加氢、分段实施反应，以满足催化剂的适宜操作温度范围(循环操作、脱乙烷塔回流液相加氢(回流比1,乙炔含量低)。 随着反应的进行，固然反应物炔烃浓度不断降低，但绝热反应器器内温度随转化率的提高而上升，弥补了低浓度造成的消极影响，反应速度仍很高，乙炔脱除率高。 绝热反应器温控差，但乙炔脱除率高，设备简单，投资少，广泛应用。,下部： 等温反应器，利用汽化潜热移除反应热。 上部： 绝热反应器,利用已气化物质和反应物质换热，由于密度小、热容小、温升较显著。 调节冷却剂液位来控制二个反应器的大

16、小。 降低液位：绝热段H增大，温度升高，乙炔脱除率提高。 升高液位：绝热段H降低，温度降低，有利于绝热段温控。,表3-16 反应器应用范围,反应器的敏感性及热稳定性分析,炔烃加氢反应的特点： 一系列竞争的强放热反应，随催化剂选择性的降低，热效应增大； 乙炔脱除率高，乙烯损失率低； 系统的敏感性大(Topt+1%，乙烯损失率增加20%; Topt-1%，反应器出口乙炔浓度提高70%）,加氢反应器内温度的定态分布，是针对一组固定的系统参数而言的。这些参数主要指反应物流的组成、温度、流速以及冷却介质的温度和流速等。 由于某些参数的微小变化引起反应器温度的定态分布发生明显变化的现象，称作反应器的参数敏

17、感性,反应器的稳定性即动态特性是指操作参数的应答与时间的关系，若操作变量发生微小变化，反应系统状态也发生相应变化，操作变量恢复后，反应系统状态随即恢复，称反应器稳定。 惯性,不稳定的反应器易失控，其参数敏感性高,等温反应器：热点处转化率仅为30%，随后温度降 低，还需转化70%，但温度和浓度降低，反应速度减慢，出口乙炔浓度难以小于15g/g，而乙烯加氢加剧，乙烯损失率明显增高。,措施: 稀释进料，加中间冷却器进行分段反应，移 热潜力大；确定敏感操作点位置(等温)，慎 选进料温度(绝热);改善催化剂的装填和使 用条件(均匀、惰性载体、Tneile模数减小、 选择性提高),绝热反应器：随物流方向，

18、反应温度逐渐升高，若过量 氢完全反应，温度可升到400450，促进乙烯分解,(6)液相催化加氢脱炔 气相加氢：反应温度40230，压力为535atm， 能量利用不合理，加氢浓度高，副反应增多，反应剧烈，放出热量较多，对催化剂和温度自控要求严，但设备简单，材质要求不高，广为采用。 液相加氢：反应温度-3040，反应物浓度高，催化剂用量小，副反应少，能量利用合理，利用汽化潜热转移反应热，移热效率高，且通过流体的扰动改善床内传热、传质条件，通过调节汽化率(2530%)，使反应近似于等温反应。,表3-17 C3馏分液相加氢反应条件 表3-18 气相、液相加氢脱炔比较,表3-17 C3馏分液相加氢反应条

19、件,表3-18 气相、液相加氢脱炔比较,C3馏分液相加氢脱炔流程图,(7)二种脱炔方法的比较,表3-19 溶剂法和催化加氢脱乙炔的比较,1. CO的来源及危害,来源：,危害：浓度较大时易引起加氢脱炔催化剂中毒 (不大于3g/g)，影响烯烃聚合物性质,H2、CO,CH4 ，H2、CO,2. 甲烷化法,（1）反应特点,（四）、脱CO,若CO1%，且T150时,使催化剂活性组分镍流失，催化剂结构改变，活性降低，且四羰基镍毒性大，故升温到150前、降温到150后用N2代替原料气,表3-19 CO甲烷化反应平衡常数,(2)工艺过程,表3-20 不同CO含量氢气的甲烷化反应过程,3. 变压吸附法(PSA)

20、法,主反应：,副反应：,表3-20 不同CO含量氢气的甲烷化反应过程 （Ni-Co-Al2O3，3MPa，300）,三 裂解气的压缩与制冷,常压分离，分离温度太低，需要大量冷量，通过提高压力可弥补,提高压力，分离温度提高，多耗压缩功，少耗冷 量；塔釜温度升高，相对挥发度降低，重组分易聚合 操作压力低，分离温度较低，多耗冷量，少耗压缩功，塔釜温度低，易分离，难聚合 深冷分离法以高压法居多，压力为3.6MPa,（一）、裂解气的压缩,1. 压缩的必要性,减少冷量(脱甲烷塔塔顶温度-130140(0.5MPa)、 -90-100(3.0MPa)； 有助于干燥脱水，提高干燥度，减少设备体积； 有利于脱除

21、酸性气体； 分离部分C3以上凝液，降低低温冷冻负荷,降低压缩比；=P2/P1,(P1=0.105MPa , P2=3.6MPa, =34.28),段间净化分离，除去H2O、C3+，减少相应的工艺 负荷,表3-21 裂解气五段压缩工艺参数,降低出口温度，借助于段间冷却，使出口温度不高于100，抑制随温度升高聚合速度提高的二烯烃的聚合,表3-21 裂解气五段压缩工艺参数 (顺序分离流程),A.300kt/a乙烯 轻柴油 高压脱甲烷 B.680kt/a乙烯 轻烃+石脑油 高压脱甲烷,单段压缩与多段压缩在pV图上的比较,3. 多级压缩工艺流程,深冷分离需要低温，制冷就是利用制冷剂压缩和冷凝制得的制冷剂

22、液体，再在不同压力下蒸发,则获得不同温度级位的冷冻过程,制冷系数：=T2/（T1-T2），即在相同的环境温度T1下，理想制冷循环的制冷系数随制冷温度的降低而减小,（二）、制冷系统,带膨胀机的理想单级制冷循环,B：作外功的绝热等熵膨胀过程,等熵膨胀总是温度降低的过程，绝热焓降即为等熵,实际膨胀机绝热焓降H与等熵膨胀的焓降H之比，称为膨胀机的绝热效率s(0.600.90),(3)制冷剂,膨胀的产冷量,1.6MPa,0.9 MPa 16,0.5 MPa -5,0.26 MPa -24,0.14 MPa -40,不同温度级的丙烯制冷系统,3. 深冷制冷循环,乙烯丙烯复叠制冷循环,甲烷乙烯丙烯复叠制冷系

23、统,1. 分离流程的选择 多组分体系精馏分离，流程选择直接关系到建设投资，能量消耗，操作费用，运转周期，产品质量及数量，生产安全等,表3-22 各关键组分的相对挥发度,（三）、分离,2. 分离流程的评价指标 (1) 乙烯回收率,影响乙烯回收率高低的关键是尾气中乙烯损失,（2）能量利用水平,表3-23 深冷分离系统冷量消耗分配(%),脱甲烷塔和乙烯精馏塔既保障了乙烯收率和质量，又直接关系到冷量消耗。,3. 脱甲烷塔 投资最大，能耗最多,（1）操作温度与操作压力,取决于原料气组成和乙烯回收率,表3-25 高压脱甲烷和低压脱甲烷的比较,（2）原料气H2/CH4的影响,原料气中惰性气体、氢气的存在，对

24、尾气中乙烯的含量影响较大，直接影响乙烯的损失率。其他气体的存在降低了C1的分压，只有提高压力或降低温度才能满足塔顶露点的要求。乙烯损失随H2/CH4的增大而增大。,表3-24 操作条件,表3-25 高压脱甲烷和低压脱甲烷的比较,（3）前冷(前脱氢)后冷(后脱氢)工艺 借助冷箱通过减少H2/CH4，可以有效降低乙烯损失。高压尾气的等焓节流膨胀在冷箱内进行，将高效低温换热器、低温气液分离罐、节流阀紧密安装在一个绝热保温箱中，防止散冷，称为冷箱。 A：后冷(后脱氢)工艺 预冷后的裂解气直接进入脱甲烷塔，利用冷箱仅将塔顶的甲烷、氢馏分冷凝分离而获富甲烷和富氢馏分。 B：前冷(前脱氢)工艺 利用冷箱将裂

25、解气进一步预冷，通过分凝将裂解气中大部分氢和甲烷分离，不但减少了进入脱甲烷塔的气体量，而且使H2/CH4降低，从而改善了脱甲烷的操作，提高了乙烯的回收率，操作平稳，普遍采用。,（4）脱甲烷塔塔内起泡性 压力低、温度低，易起泡。,表3-26 脱甲烷塔物性,（5）工艺流程,表3-27 前脱氢高压脱甲烷工艺和结构参数,4. 乙烯精馏塔,表3-28 乙烯精馏塔的操作及塔板数,高压法、低压法,表3-27 前脱氢高压脱甲烷工艺和结构参数,脱甲烷系统乙烯回收率从97.4%提高到99.5%,塔釜中甲烷(mol)含量降低到0.1%以下。,表3-28 乙烯精馏塔的操作及塔板数,压力对相对挥发度有较大的影响，降低压

26、力来增大相对挥发度，从而使塔板数和回流比降低。但降低压力，塔顶温度降低，需要更低温位的冷量，对材质要求高，压力低不利。若乙烯外输压力较高，更应采用高压法。（C2=:C20 = 1:1，C2=回收率98%） 操作压力 = f（能耗、设备投资、产品乙烯外输压力、脱甲烷塔操作压力等）,乙烯精馏塔的改进 乙烯塔沿塔板的温度分布和组成并非线性关系 进料口以上的精馏段各板间温差较小，乙烯浓度增加较慢；进料口以下的提馏段各板间温差较大，乙烯浓度下降较快，精馏段塔板数多，回流比大，精馏段大回流比对于提高产品质量是有利的，但对提馏段并非必要，会引起乙烯回收率降低，采用中间再沸器回收冷量，可节省冷量的17%,乙烯

27、进料中的部分甲烷解决方案：第二脱甲烷塔；在乙烯塔塔顶脱甲烷，在精馏段侧线出产品乙烯，由于此段回流比大，分离效果好，既节省了能量，又简化了流程。,表3-29 脱甲烷塔和乙烯精馏塔对比,中间冷凝器和中间再沸器 对于塔顶温度低于环境温度，而且塔顶、塔釜温差较大的精馏塔，在精馏段设置中间冷凝器，可用稍高的较廉价冷剂提供的冷量，节省能耗，在提馏段设置中间再沸器，可用温度稍低的较廉价的热剂作为热源，节省能耗。 中间冷凝器及中间再沸器的利用，有效降低了塔顶冷凝器和塔釜再沸器负荷，但会引起精馏段回流及提馏段上升蒸汽减少，影响板效率。,表3-29 脱甲烷塔和乙烯精馏塔对比,非绝热精馏塔的示意图,5. 丙烯精馏塔

28、,C30、C3=二元体系的相对挥发度受操作压力和C3=在液相中浓度的影响很大，相对挥发度甚小，丙烯塔是分离过程中塔板数最多、回流比最大的一个塔。,高压法 (P1.7MPa) 操作压力大，塔顶温度高于环境温度，可用水冷却，塔釜加热易、易操作、设备简单，但回流比大，塔板数多。 低压法 (P1.2MPa) 操作压力低，相对挥发度大，可减少回流比和塔板数，塔顶需用冷剂冷却。,表3-30 丙烯塔操作条件,表3-30 丙烯塔操作条件,第三节 裂解气的净化与分离思考题：,1. 裂解气净化分离的任务是什么？裂解气的分离方法有哪几种？ 2. 什么是深冷？什么是深冷分离？深冷分离流程包括那几部分？ 3. 裂解气中

29、的酸性气体主要有哪些组分？若这些气体过多时，对分离过程带来什么样的危害？工业上采用什么方法来脱除酸性气体？ 4. 水在裂解气深冷分离中有什么危害？工业上常采用什么方法脱除裂解气中的水分？,第三节 裂解气的净化与分离思考题：,5. 什么叫分子筛？分子筛吸附有哪些特点，有哪些规律？ 6. 裂解气为什么要脱除乙炔和一氧化碳？工业上脱除炔烃的方法有哪些？ 7. 什么叫前加氢流程？什么叫后加氢流程？各有什么优缺点？ 8. 为什么裂解气要进行压缩？为什么要采用分段压缩？,思考题解答,1 裂解气净化与分离的任务就是除去裂解气中有害的杂质，分离出单一稀烃产品或烃的馏分，为基本有机化学工业和高分子化学工业等提供原料。 工业生产上采用的裂解气分离方法，主要有深冷分离法和油吸收精馏分离法两种。,思考题解答,2 在基本有机化学工业中，冷冻温度-100的称为深度冷冻，简称“深冷”。因为裂解气分离方法采用了-100以下的冷冻系统，所以工业上称为深冷分离法。 深冷分离流程可以概括成三大部份：（1）气体净化系统：包括脱除酸性气体、脱水、脱除乙炔和脱除一氧化碳（即甲烷化，用于净化氢气）。（2）