本发明涉及一种节能型无循环煤制合成天然气完全甲烷化的方法，属煤化工和化工技术领域。
背景技术：
我国富煤、缺油、少气的现实国情，导致我国天然气的需求巨大，2016年中国天然气表观消费量为2050亿立方米，国产气供应量将达1390亿立方米，对外依存度达32.23%。天然气供应量的增长不及消费量的增长速度，国内天然气供需不平衡，导致我国天然气进口量不断攀升。利用我国煤炭资源相对丰富的特点发展煤制天然气产业，是缓解我国天然气供求矛盾的一条有效途径。
近年来中国工业化的煤制天然气技术主要靠引进国外高温绝热工艺技术为主，其特点是采用循环绝热反应工艺，煤制取合成天然气甲烷化反应的是一个强放热的过程，采用循环产品气稀释原料气控制反应温度，循环过程需要消耗大量的电能，反应器进出口温差大，需要多个反应器和换热器串接，而且高温运行催化剂使用寿命在1-2年，催化剂消耗量大，而催化剂的活性则直接影响甲烷化反应的速度和程度，导致反应工艺能耗高、流程长、设备多、投资大，因此开发节能型煤制天然气技术是新一代煤化工发展的需要。
无循环煤制取合成天然气对于煤化工领域中节能减排开发具有重要的战略意义，中国近年来关于无循环甲烷化合成天然气的技术，虽然采用无循环工艺技术，但采用绝热反应工艺，导致反应工艺流程长、设备多、投资大，如cn104357117a、cn103289769a；或降低进口原料气的量控制反应温度，造成能耗及设备数量的增加，进而增加运行成本及投资费用；本发明的无循环煤制取合成天然气工艺技术，采用换热式反应器和绝热式反应器相结合的集成工艺，工艺反应初期采用换热式反应器控制反应温度，处理原料气量大，减少工艺设备，无循环降低运行能耗，直接换热生产中高压蒸汽，热能回收率高，是十分理想的节能型无循环煤制合成天然气完全甲烷化的方法。
技术实现要素：
本发明克服现有技术存在的不足，提供一种节能型无循环煤制合成天然气完全甲烷化的方法。
本发明通过以下技术方案来实现：
合成气在ni系催化剂的作用下，经甲烷化反应，合成天然气，与此同时，采用换热式反应器和绝热式反应器相结合的集成工艺，无循环降低运行能耗，直接换热生产中高压蒸汽，提高热能回收率。
一种节能型无循环煤制合成天然气完全甲烷化的方法，其特征在于工艺过程如下：
第一步：煤经气化、变换、净化后作为甲烷化的原料气，将原料气与经过四段绝热式反应器反应后的气体在第一换热器处换热后，温度升到240-270℃，然后再与二段换热式反应器出口气体在第二换热器处换热后升温到280-320℃，原料气体总量分配为两股，分配其中一股原料气与水蒸气混合，进入一段换热式反应器中，在ni系催化剂的作用下，h2、co、co2进行甲烷化反应；
第二步：经过一段换热式反应器反应后的气体经过汽包回收热量后与剩余另一股原料气混合，进入二段换热式反应器在ni系催化剂的作用下，h2、co、co2进行甲烷化反应；
第三步：经过二段换热式反应器反应后的气体经第二换热器降温至280℃，进入三段绝热式反应器，在ni系催化剂的作用下，h2、co、co2进行甲烷化反应；
第四步：经过三段绝热式反应器反应后的气体经第三换热器和第四换热器处换热降温至200-240℃，在第一汽水分离器处脱除部分冷凝水，再在第三换热器处换热升温至280℃，进入四段绝热式反应器，在ni系催化剂的作用下，h2、co、co2进行甲烷化反应；
第五步：经过四段绝热式反应器反应后的气体，其温度在350-400℃，和原料气在第一换热器处换热后冷却至80℃以下，经第二汽水分离器分离，第二汽水分离器下部分离出的冷却水送出界区，第二汽水分离器上部分出的气体便是产品气。
如上所述的原料气总硫≤10ppb，压力2.0～4.0mpa，且满足（h2－co2）/co≥3的化学计量比。
如上所述的经过一段换热式反应器反应后的气体中ch4含量50～60%，热点温度控制在450~550℃。
如上所述的经过二段换热式反应器反应后的气体中ch4含量60～70%，热点温度控制在450~550℃。
如上所述的经过三段换热式反应器反应后的气体中ch4含量60～70%，co2含量＜3%，热点温度控制在400~450℃。
如上所述的经过四段换热式反应器反应后的气体中ch4含量80～90%，co2含量＜1%，热点温度控制在350~400℃。
如上所述的第二汽水分离器上部分出的气体便是天然气；ch4含量90～93%，其标准达到国标gb17820-1999的等级，高位发热量达到＞31.4mj/m3。
如上所述的汽包经一段换热式反应器和二段换热式反应器回收的蒸汽经过过热器时，过热到400～450℃，送出界区作为转动设备的动力。
如上所述的热量交换主要通过脱盐水的循环来进行，脱盐水可以走管程也可以走壳柱；
如上所述的换热式反应器可以参照合成气制甲醇工艺中的换热式反应器，换热式反应器可以是立式，也可以是卧式的。
与现有技术相比，本发明的有益效果是：
1.本发明采用换热式反应器和绝热式反应器相结合的集成工艺，在处理相同气量的情况下，采用换热式反应器通过直接对反应床层的换热，无需进行原料气稀释，不设循环回路，设备简单；采取两段换热式反应器进行甲烷化反应提高了气体的处理能力，降低了补加蒸汽的量，并使系统回收热量增加，两次绝热反应中三段绝热反应器使未反应完全的co气体补充反应，四段绝热反应器则进一步将未反应的co2气体转化为ch4，甲烷化反应器设置合理，甲烷化反应完全。
2.在甲烷化反应最剧烈气量最大的一段换热式反应器和二段换热式反应器处，原料气分配为两股，分两股进入，控制甲烷化反应的剧烈程度，使反应温度控制在500度以下，则补加水蒸气的量将大大降低，大大提高系统处理气体的能力，同时防止甲烷化反应放热过多，降低高温对ni系催化剂的冲击，延长催化剂的运行寿命，提高设备的使用寿命。
3.在三段绝热式反应器和四段绝热式反应器之间设置第一汽水分离器，除去甲烷化反应生成的大量水，促使四段绝热式反应器中的甲烷化反应co2+h2⇌ch4+h2o平衡向正反应方向移动，保证甲烷化反应顺利进行。
4.一段和二段换热式反应器处用汽包回收热量，既保证了反应器的温度适中，又使回收到的热量用于转动设备的驱动力，大幅节约目前煤制合成天然气甲烷化技术的循环能耗及设备数量增加所造成运行成本及投资费用，更能节约补加水蒸气的量，整个工艺方案节能环保、运行成本低，可用于煤化工领域煤制合成天然气甲烷化工序，是十分理想的节能型无循环煤制合成天然气完全甲烷化的方法。
附图说明
图1为一种节能型无循环煤制合成天然气完全甲烷化工艺流程图。
如图1所示，该系统主要包括：
1-第一换热器、2-第二换热器、3-一段换热式反应器、4-蒸汽过热器、5-二段换热式反应器、6-三段绝热式反应器、7-第三换热器、8-第四换热器、9-第一汽水分离器、10-四段绝热式反应器、11-汽包、12-第二汽水分离器。
具体实施方式
现结合附图1对本发明作进一步阐述，但本发明的实施方式不限于此。
实施例1：
本发明的工艺方法具体按如下步骤进行：
1）煤经气化、变换、净化后，总硫小于10ppb，压力2.0~4.0mpa，且满足（h2－co2）/co≥3的化学计量比，作为甲烷化的原料气。
2)将原料气与经过四段绝热式反应器反应后的气体在第一换热器1处换热后，温度升到240～270℃，然后再与二段换热式反应器5出口气体在第二换热器2处换热后升温到280～320℃，原料气体总量按照40%:60%分配，分配40%的原料气与水蒸气混合，进入一段换热式反应器3中，在ni系催化剂的作用下，h2、co、co2进行甲烷化反应，一段换热式反应器3出口的气体中ch4含量50～60%%，热点温度控制在450～550℃。
3)经过一段换热式反应器3反应后的气体经过汽包11回收热量后与剩余60%原料气混合，进入二段换热式反应器5在ni系催化剂的作用下，h2、co、co2进行甲烷化反应，二段换热式反应器5出口的气体中ch4含量60～70%，热点温度450～550℃℃。
4)经过二段换热式反应器5反应后的气体经第二换热器2降温至240℃，进入三段绝热式反应器6，在ni系催化剂的作用下，h2、co、co2进行甲烷化反应，经该反应器反应后的气体中ch4含量70～80%，co2含量小于4%，热点温度400～450℃。
5）经过三段绝热式反应器6反应的气体经第三换热器7和第四换热器8换热降温至240℃以下，在第一汽水分离器9处脱除部分冷凝水，在第三换热器7处换热升温至270℃，进入四段绝热式反应器10，在ni系催化剂的作用下，h2、co、co2进行甲烷化反应，四段绝热式反应器10出口的气体中ch4含量80~90%，co2含量小于1%，热点温度控制在350~400℃。
6）经过四段绝热式反应器10反应后的气体，其温度300℃，和原料气在第一换热器1处换热后冷却至80℃，经第二汽水分离器12分离，第二汽水分离器12下部分离出的冷却水送出界区，第二汽水分离器12上部分出的气体便是产品气，ch4含量大于91%，其标准达到国标gb17820-1999的等级，高位发热量达到31.4mj/m3。
7）汽包11经换热式反应器3和5回收的4.0mpa的蒸汽经过蒸汽过热器4时，过热到400℃，送出界区作为转动设备的动力。
实施例2：
本发明的工艺方法具体按如下步骤进行：
1）煤经气化、变换、净化后，总硫小于10ppb，压力2.0~4.0mpa，且满足（h2-co2）/co≥3的化学计量比，作为甲烷化的原料气。
2)将原料气与经过四段绝热式反应器反应后的气体在第一换热器1处换热后，温度升到240~270℃，然后再与二段换热式反应器5出口气体在第二换热器2处换热后升温到280~320℃，原料气体总量按照50%:50%分配，分配50%的原料气与水蒸气混合，进入一段换热式反应器3中，在ni系催化剂的作用下，h2、co、co2进行甲烷化反应，一段换热式反应器3出口的气体中ch4含量50~60%，热点温度控制在500~550℃。
3）经过一段换热式反应器3反应后的气体经过汽包11回收热量后与剩余50%原料气混合，进入二段换热式反应器5在ni系催化剂的作用下，h2、co、co2进行甲烷化反应，二段换热式反应器5出口的气体中ch4含量60~70%，热点温度450~500℃。
4）经过二段换热式反应器5反应后的气体经第二换热器2降温至240℃，进入三段绝热式反应器6，在ni系催化剂的作用下，h2、co、co2进行甲烷化反应，经该反应器反应后的气体中ch4含量70~80%，co2含量小于4%，热点温度400~450℃。
5）经过三段绝热式反应器6反应的气体经第三换热器7和第四换热器8换热降温至240℃，在第一汽水分离器9处脱除部分冷凝水，再在第三换热器7处换热升温至270℃，进入四段绝热式反应器10，在ni系催化剂的作用下，h2、co、co2进行甲烷化反应，四段绝热式反应器10出口的气体中ch4含量85~90%，co2含量小于1%，热点温度控制在350~400℃。
6）经过四段绝热式反应器10反应后的气体，其温度350℃，和原料气在第一换热器1处换热后冷却至80℃，经第二汽水分离器12分离，第二汽水分离器12下部分离出的冷却水送出界区，第二汽水分离器12上部分出的气体便是产品气，ch4含量大于93%，其标准达到国标gb17820_1999的等级，高位发热量达到31.4mj/m3。
7）汽包11经换热式反应器3和5回收的4.0mpa的蒸汽经过蒸汽过热器4时，过热到400℃，送出界区作为转动设备的动力。
实施例3-5
采用和实施例1相同的原料气、反应条件和工艺流程，仅对原料气体总量在进入一段换热式反应器前分配为两股的分配比例进行调整，实施例3-5分配比例分别为：
实施例3：原料气体总量按照60%：40%分配为两股，分配60%的原料气与水蒸气混合进入一段换热式反应器中；
实施例4：原料气体总量按照30%：70%分配为两股，分配30%的原料气与水蒸气混合进入一段换热式反应器中；
实施例5：原料气体总量按照70%：30%分配为两股，分配70%的原料气与水蒸气混合进入一段换热式反应器中；
以上实施例仅用以说明本发明的技术方案作为进一步描述和详细说明，而非限制，本发明的保护范围并不限于这些实施例，本领域的普通技术人员应当理解，可以对本发明的技术方案进行修改或者等同替换，而不脱离本发明技术方案的宗旨和范围，其均应涵盖在本发明的权利要求范围当中。