一种合成天然气甲烷化设备及工艺的制作方法
【技术领域】
[0001]本发明属于化工领域，涉及一种用于合成天然气甲烷化工艺的设备、系统及方法。
【背景技术】
[0002]目前，工业上合成天然气主要有焦炉煤气制天然气及煤制天然气两种。合成天然气的关键反应是甲烷化反应，其反应式为:
[0003]C0+3H2 = CH 4+H20 Δ H298 = — 206KJ/mo I
[0004]C02+4H2= CH4+2H20 Λ H298= — 165KJ/mol
[0005]甲烷化反应均为强放热可逆反应，在典型的甲烷化反应条件下，气体中每1% CO转化的绝热温升约为72°C，每1% CO2转化的绝热温升约为60°C。
[0006]现有的甲烷化工艺中，甲烷化反应器均为绝热反应形式，即经催化剂床层绝热反应后，气体出反应器，再经高压锅炉产生蒸汽回收热量。
[0007]由于合成天然气的原料气体中CO及0)2含量很高，为了控制温度，甲烷化反应器必须采用多台串联的方式，并且采用大量气体循环的方式以降低反应器进口气体中CO及CO2含量(一般控制C0+C02:3?5% )。若第一甲烷化反应器气体进口温度为300°C，则出口温度为600?700 °C。
[0008]现有的合成天然气甲烷化工艺均为高温甲烷化工艺，必须使用能耐700°C高温的甲烷化催化剂，以满足该工艺的要求。
[0009]高温甲烷化工艺存在以下缺点:
[0010]①反应温度高，设备材质要求高，安全性差。
[0011]由于反应温度高，尤其是第一甲烷化反应器温度为600?700°C，需要使用耐高温的材料制作，设备造价高。如果发生甲烷化反应器进口气体中CO及CO2含量突然增加时，反应器很容易发生超温事故，安全可靠性较差。
[0012]②催化剂成本高。
[0013]甲烷化催化剂主要活性成分为镍，以氧化铝为载体。普通的甲烷化催化剂中镍含量约为20?30%，其使用温度范围为200?400 °C。高温甲烷化催化剂中镍含量约为40?50%，其使用温度范围为300?700°C。高温甲烷化催化剂制造成本高，价格昂贵。
[0014]③高温积炭。
[0015]高温甲烷化工艺为绝热反应，反应器内催化剂床层温度为300?700°C。当温度在400°C以上时容易产生积炭反应，造成催化剂表面积炭，使催化剂的活性下降，影响催化剂的使用寿命。
[0016]④电耗高。
[0017]由于甲烷化反应原料气体中的CO及CO2含量高(C0+C0 2:20?25% )，为了控制温度，必须采用大量气体循环的方式以降低反应器进口气体中CO及CO2含量(一般控制C0+C02:3?5% )，其循环气体流量约为新鲜气体流量的5倍，电耗较高。
[0018]专利号201320842753.8的中国专利提供了一种能持续有效散热的甲烷化反应器以解决上述问题，它可以将甲烷化反应中不断放出的热量及时用另一种介质移走，维持反应在低温恒温下进行。
[0019]另一类甲烷化反应器为甲烷化流化床反应器，这类反应器中催化剂处于流化状态，其催化剂床层(密相区)传质传热效率高。只要在催化剂床层(密相区)内布置足够的换热管，就能利用换热管内液体的相变将大量的反应热及时移走。申请号201410255842.1的中国专利申请提供的甲烷化流化床反应器，其在催化床中设有许多组换热管组成的换热装置，每组换热管下端与水进口总管连通，水进口总管与汽包水出口连通，每组换热管上端与蒸汽出口总管连通，蒸汽出口总管与汽包的蒸汽进口连通；它可以将甲烷化反应中不断放出的热量及时用另一种介质移走，维持反应在低温恒温下进行。在设备中，所产生的蒸汽通过蒸汽出口总管排出反应体系之外。
[0020]对现有的甲烷化流化床反应器来说，存在着操作弹性小的缺陷，其正常操作负荷波动范围在30?120%之间。当装置处于非正常状态(比如系统开停车或其它故障状态)，其操作负荷为O?30%时，反应器内催化剂流化不好，必须采用补加蒸汽的方法以维持催化剂床层的正常流化状态。
【发明内容】
[0021]本发明目的之一在于提供一种生产性能及经济价值进一步提升的甲烷化流化床反应设备。
[0022]本发明的目的之二在于提供一种具有更大操作弹性的甲烷化反应体系。
[0023]本发明的目的之三是提供基于上述设备和系统的甲烷化方法。
[0024]发明通过以下技术方案实现上述目的。
[0025]发明提供了一种甲烷化流化床设备，包括壳体、位于壳体底部的原料气进口、位于壳体内底部空间的气体分配器、位于气体分配器上方的挡气除尘器，位于壳体上的反应气出口 ；壳体内部形成处于挡气除尘器上方的固体颗粒稀相区，以及位于挡气除尘器下方的固体颗粒密相区；其特征在于，所述的设备中还设有换热系统；所述换热系统包括设于固体颗粒密相区的至少一个密相区换热装置，设于固体颗粒稀相区的至少一个稀相区换热装置，以及设于壳体外部连接所述密相区换热装置和稀相区换热装置的汽包。
[0026]如权利要求1所述的设备，其特征在于所述的密相区换热装置具有一个密相区入口和一个密相区出口 ；所述稀相区换热装置具有一个稀相区入口和一个稀相区出口 ；所述密相区入口与设于汽包底部的汽包出水口连通，所述密相区出口与设于汽包的中间入口连通，所述稀相区入口与设于汽包顶部的汽包出气口连通。
[0027]汽包用于补水、水循环及产生蒸汽。当设备启动运行时，汽包底部的水通过密相区入口流入固体颗粒密相区中的密相区换热装置，此时，由于该密相区中进行着剧烈放热的反应，水被迅速加热汽化成为蒸汽，并从密相区出口输入至汽包的中间入口，在汽包中，蒸汽进一步上升从汽包顶部的汽包出气口经管道输入至稀相区换热装置的稀相区入口，经过进一步的加热成为过热蒸汽，过热蒸汽再从稀相区出口输出至反应体系之外。
[0028]巧妙的是，在该反应体系中，通过将换热装置设置于稀相区中，利用反应气与饱和蒸汽的温差，可将密相区内换热装置产生的饱和蒸汽转化成为过热蒸汽，此时蒸汽的利用价值将大大提升。
[0029]在本发明的一个实施例中，从汽包出气口输入的蒸汽为310°C左右的饱和蒸汽，经过温度在400°C左右的稀相区换热装置加热后，输出的蒸汽为350?380 V的过热蒸汽。也即是说，在该反应体系中，仅需要在设备的固体颗粒稀相区设置简单的换热管，即可以使其成为一个能产生过热蒸汽的蒸汽过热器。
[0030]除此，通过上述设备的设置，可以使得反应气出口的温度降低，转化率提升。
[0031]在本发明的一个优选实施例中，从反应气出口输出的气体，H2含量在1.5%以下。
[0032]所述用于产生过热蒸汽的蒸汽过热器不宜设置于固体颗粒密相区中。
[0033]优选地，在于所述的密相区换热装置和稀相区换热装置均具有一组或以上的换热管；优选地，所述的密相区换热装置和稀相区换热装置均具有多组并联的换热管。
[0034]作为一种优选的实施方案，在所述的固体颗粒密相区设有两组或以上的并联的密相区换热装置；所述的多组密相区换热装置均具有连通至汽包出水口的供水进入的密相区入口，水通过密相区入口进入密相区换热装置的换热管，受热成为蒸汽并从密相区换热装置的密相区出口输出。
[0035]在本发明的一个优选的实施例中，甲烷化流化床反应器下部的固体颗粒密相区内布置换热装置I及换热装置II，换热装置I位于催化剂静床高度以内，换热装置II位于催化剂静床高度上方，整个催化剂床层的密相区内均布置了换热管，有利于将大量的反应热及时移出。
[0036]经过甲烷化反应，从流化床反应器的反应气出口输出的气体成为反应气，本发明中称为第一级反应气，以区别于后续可选的后处理系统所产生的第二级反应气。
[0037]作为一种优选的实施方案，本发明的流化床反应设备中还可以设置有气固分离设备，用于在将反应气(第一级反应气)输出之前，先分离回收大部分的固体催化剂，使其回落至反应体系之内。可选的气固分离设备可以是例如申请号2