1.技術領域
本發明提供基于級間脫水的合成氣流化床甲烷化制天然氣裝置，屬于煤化工領域。
2.
背景技術：
煤通過氣化得到合成氣，合成氣甲烷化制取天然氣是煤炭清潔轉化的一種重要途徑，是我國優化能源結構和保障能源安全的一種重要手段，是緩解局部大氣污染的一種有效手段，并且煤制天然氣具有一定競爭力，這都促使了煤制天然氣產業的蓬勃發展。
合成氣甲烷化反應的原料氣中主要包括h2、co、co2、ch4、h2o、n2和ar等氣體，在甲烷化過程中可能發生的化學反應有11種，其中主要反應為co甲烷化反應、co2甲烷化反應和co變換反應等。
co甲烷化反應為co+3h2＝ch4+h2o，co2甲烷化反應為co2+4h2＝ch4+2h2o，co變換反應位co+h2o＝h2+co2，co甲烷化反應、co2甲烷化反應是促進甲烷生成的正反應，co變換反應位co+h2o＝h2+co2是抑制甲烷生成的負反應，合成氣甲烷化反應過程中脫除生成水有利于提高甲烷化轉化率和選擇性。另外co甲烷化反應和co2甲烷化反應均是強放熱反應，通常情況下，每轉化1％的co可產生74℃的溫升，每轉化1％的co2可產生60℃的溫升，并且反應溫度越高，co轉化率越低，對甲烷化催化劑的要求也就越高。
自co甲烷化反應被發現以來，甲烷化反應廣泛用于合成氨工業、微量co脫除、燃料電池、部分煤氣甲烷化和制取合成天然氣等方面。20世紀40年代以來，人們先后開發了多種甲烷化工藝，按照反應器類型可以分為絕熱固定床、等溫固定床、流化床和液相甲烷化幾種工藝。
在絕熱固定床甲烷化過程中，合成氣直接發生甲烷化反應的絕熱溫升高，反應器出口溫度超過900℃，這對反應器、廢熱鍋爐、蒸汽過熱器、管道的選材和催化劑的耐高溫性能提出了很高的要求，并且高溫下甲烷易發生裂解反應析碳，增大床層壓降并降低催化劑的壽命。為有效控制反應器溫升，一般情況下通過稀釋原料氣來實現，可選方式有部分工藝氣高比例循環、部分工藝氣循環并增加少量蒸汽、添加部分蒸汽等，實現遞減溫度下的甲烷化反應平衡，最終通過多級甲烷化反應得到合成天然氣。工藝氣高比例循環增加了壓縮能耗和投資。
固定床間接換熱等溫甲烷化反應器，移熱冷管是嵌入催化劑床層中的，并以此等溫甲烷化反應器為基礎開發出了等溫固定床甲烷化工藝。等溫固定床甲烷化反應器借助甲烷化反應放出的熱量可副產蒸汽。但由于結構限制，設備大型化受限。
與固定床反應器相比，流化床反應器中質量傳遞和熱量傳遞具有較大優勢，更加適合大規模強放熱過程，特別是流化床催化劑容易移除、添加和再循環，具有反應效果好、操作簡單且運行成本較低等優點，是合成氣完全甲烷化的最佳反應器。但也面臨著一些問題，特別是工程化放大問題，如催化劑夾帶和損耗嚴重、反應溫度不易控制、裝置操作壓力低、反應轉化率相對較低，催化劑更換量較大導致需要廉價催化劑等。
漿態床甲烷化工藝是漿態床反應器中生成的混合氣體夾帶催化劑和液相組分通過氣液分離器分離，氣相產物通過冷凝、分離生產出合成天然氣，液相產物與儲罐里的新鮮催化劑混合加入到漿態床甲烷化反應器中，對新鮮催化劑起到預熱作用。漿態床甲烷化工藝具有很好的傳熱性能，易實現低溫操作，具有較高的ch4選擇性和較好的靈活性，但由于工藝液體隔離，co轉化率較低，且催化劑損失較大。
選擇合適的反應器和裝置，如何控制反應溫度在合理范圍內并充分利用甲烷化反應熱、提高甲烷化轉化率和選擇性以及降低過程能耗是提高合成氣甲烷化工藝過程競爭力的關鍵所在。
3.
技術實現要素：
本發明的目的就是為了克服現有合成氣甲烷化技術存在的不足而提供基于級間脫水的合成氣流化床甲烷化制天然氣裝置，通過分級反應降低了流化床取熱管的取熱負荷，提高了流化床的有效反應截面積；級間脫水抑制了甲烷化反應的負反應，大大提高甲烷化轉化率和選擇性；最后通過固定床甲烷化反應器解決殘余co和h2的高效反應，調控產品質量。
本發明的技術方案：
本發明的目的是通過將合成氣流化床甲烷化、分級反應調控取熱、級間脫水調控轉化率和選擇性、取熱管獨立斷開等技術集成來降低合成氣制甲烷裝置的能耗和投資，確保甲烷化裝置的安穩長滿優運行。其特征是一級帶有取熱管的流化床反應器的氣固分離器氣體出口通過水冷器與氣液旋流脫水器入口相連，氣液旋流脫水器的氣體出口與二級帶有取熱管的流化床反應器的氣體分布器連通；二級帶有取熱管的流化床反應器的氣固分離器氣體出口通過水冷器與氣液旋流脫水器入口相連，氣液旋流脫水器的氣體出口與三級帶有取熱管的流化床反應器的氣體分布器連通；三級帶有取熱管的流化床反應器的氣固分離器氣體出口通過調溫的水冷器與固定床甲烷化反應器入口聯通，固定床甲烷化反應器出口為產品氣出口；水冷器的冷卻水出口與取熱管的入口連通。
帶有取熱管的流化床反應器內底部設置有氣體分布器；上部設有氣固分離分離器，帶有翼閥的固體料腿伸入到催化劑料層中部，氣體出口伸出流化床反應器；流化床反應器頂部沿圓周設有均勻分布的取熱管，每支取熱管的冷卻水入口和高溫飽和水出口分別與冷取水管和汽包通過閥門獨立相連。
取熱管為內管底部連通、頂部封閉的套管結構，中心管頂部進冷卻水，環管頂部出高溫飽和水。
氣液旋流脫水器的下部出口帶有兩級鎖斗，鎖斗下端分別安裝鎖斗閥。
帶有取熱管的流化床反應器的反應條件為240-500℃和0.3-6.0mpa，合成氣co/h2為1:3。
第一和第二級水冷器后產品氣的溫度為30-150℃，第三級通過調溫跨線閥的水冷器后產品氣的溫度為250-400℃。
本發明將實施例來詳細敘述本發明的特點。
4.附圖說明
附圖為本發明的工藝示意圖。
附圖的圖面設明如下：
1、一級帶有取熱管的流化床反應器2、氣體分布器3、氣固分離器4、水冷器5、氣液旋流脫水器6、鎖斗7、鎖斗閥8、取熱管9、二級帶有取熱管的流化床反應器、10、三級帶有取熱管的流化床反應器11、固定床反應器12、截止閥13、飽和蒸汽水包14、調溫跨線閥15.產品氣出口
下面結合附圖和實施例來詳述本發明的工藝特點。
5.具體實施方式
實施例，一級帶有取熱管的流化床反應器(1)的氣固分離器(3)氣體出口通過水冷器(4)與氣液旋流脫水器(5)入口相連，氣液旋流脫水器(5)的氣體出口與二級帶有取熱管的流化床反應器(9)的氣體分布器(2)連通；二級帶有取熱管的流化床反應器(9)的氣固分離器(3)氣體出口通過水冷器(4)與氣液旋流脫水器(5)入口相連，氣液旋流脫水器(5)的氣體出口與三級帶有取熱管的流化床反應器(10)的氣體分布器(2)連通；三級帶有取熱管的流化床反應器(10)的氣固分離器(3)氣體出口通過調溫的水冷器(4)與固定床甲烷化反應器(11)入口聯通，固定床甲烷化反應器(11)出口為產品氣出口；水冷器(4)的冷卻水出口與取熱管(8)的入口連通。
帶有取熱管的流化床反應器內底部設置有氣體分布器(2)；上部設有氣固分離分離器(3)，帶有翼閥的固體料腿伸入到催化劑料層中部，氣體出口伸出流化床反應器；流化床反應器頂部沿圓周設有均勻分布的取熱管(8)，每支取熱管(8)的冷卻水入口和高溫飽和水出口分別與冷取水管和汽包通過閥門獨立相連。
取熱管(8)為內管底部連通、頂部封閉的套管結構，中心管頂部進冷卻水，環管頂部出高溫飽和水。
氣液旋流脫水器(5)的下部出口帶有兩級鎖斗(6)，鎖斗下端分別安裝鎖斗閥(7)。
帶有取熱管的流化床反應器的反應條件為240-500℃和0.3-6.0mpa，合成氣co/h2為1:3。
第一和第二級水冷器(4)后產品氣的溫度為30-150℃，第三級通過調溫跨線閥(14)的水冷器(4)后產品氣的溫度為250-400℃。
具體操作為：將變換后co/h2為1:3的凈化合成氣通過氣體分布器(2)送入一級帶有取熱管的流化床反應器(1)，部分co和/h2與微粉催化劑在240-500℃和0.3-6.0mpa下，通過取熱管(8)換熱發生均溫甲烷化反應，生成甲烷和水蒸氣，產品氣通過氣固分離器(3)脫除催化劑后，經過水冷器(4)冷卻，進入氣液旋流脫水器(5)；脫水后產品氣進入二級帶有取熱管的流化床反應器(9)，重復上述過程；二次脫水后的產品氣再次進入三級帶有取熱管的流化床反應器(10)后，co和/h2與微粉催化劑在240-500℃和0.3-6.0mpa下，通過取熱管(8)換熱發生均溫甲烷化反應，產品氣通過氣固分離器(3)脫除催化劑后，通過水冷器(4)的調溫跨線閥(14)調控溫度；每級流化床甲烷化過程中，冷卻水是先通過水冷器(4)換熱后在進入取熱管(8)換熱產生中高壓飽和蒸汽；三級反應氣直接進入甲烷化固定床反應器(11)，調控合成天然氣的產品質量，生成產品氣通過產品氣出口(15)脫水后送入管網。
另外，該工藝還可通過增加或減少反應分級的級數，主要是脫水的級數，來適應不同合成其原料組成的變化。
本發明所提供的基于級間脫水的合成氣流化床甲烷化制天然氣裝置，通過分級反應降低了流化床取熱管的取熱負荷，取熱管總截面積不到流化床截面積13％，確保了流化質量，提高了流化床有效反應區域；級間脫水抑制了甲烷化反應的負反應，co轉化率大于99％、甲烷化選擇性大于99％；最后通過固定床甲烷化反應器解決殘余co和h2的高效反應，天然氣甲烷含量大于99.6％；相對現有固定床部分循環甲烷化工業化工藝，節能35％，節約投資30％；與流化床甲烷化試驗或中試工藝相比，轉化率提高15％，選擇性提高10％，分級反應提控取熱強度簡化了流化床反應器的設計和加工，單支取熱管發生故障，只需切斷頂部截止閥，不影響生產安穩長滿優運行。