專利名稱：生產合成天然氣的方法、裝置及其產物天然氣的制作方法
技術領域：
本發明涉及一種完全甲烷化的方法，具體地，本發明涉及以煤氣化產物為原料，生產合成天然氣(富甲烷氣體)的方法及其裝置，屬于合成天然氣技術領域。
背景技術：
上世紀七十年代以來，伴隨著石油危機，煤制甲烷(合成天然氣或替代天然氣)在國內外得到較快發展。煤制甲烷的主要方法包括煤加氫氣化直接制備甲烷和經合成氣間接制備甲烷。
煤加氫氣化生產甲烷的主要問題有碳轉化率低、甲烷收率低、氣體組成復雜、甲烷濃度低以及得不到高質量的合成天然氣等。相對來說，煤經合成氣生產甲烷的工藝具有技術成熟度高、碳利用率高及甲烷濃度高的顯著優勢。上世紀80年代初，德國魯奇公司結合巴斯夫公司的甲烷化催化劑完成了整套工藝技術的開發，并成功應用于美國大平原工廠389萬立方米/天的煤制天然氣工廠；英國煤氣公司針對BGL氣化爐的合成氣特點開發了HICOM工藝及相應催化劑，并建立了2832m3/d的中試裝置；丹麥托普索公司成功研制了最高能耐700℃高溫的寬溫型催化劑，并開發了TREMP完全甲烷化工藝技術。
在我國，以利用煤生產城市煤氣為目的，在上世紀已建立較成熟的煤氣部分甲烷化技術如中科院大連化學物理研究所研發了“常壓水煤氣部分甲烷化生產城市煤氣”技術；化工部化肥研究所開發了以常壓半水煤氣為原料氣的RHM-266型鎳系甲烷化催化劑及工藝；煤炭科學研究院開發了兩段爐水煤氣甲烷化工藝。
隨著可持續發展的需要，節能降耗、提高能源利用效率成為各技術發展的方向和趨勢。對甲烷化過程而言，高溫、高壓操作、寬溫型催化劑有利于設備及過程強化，進而降低能耗，并提高甲烷化反應副產熱品位及回收利用率。有鑒于此，寬溫型甲烷化催化劑，高溫、高壓完全甲烷化技術已成為當前甲烷化技術的發展趨勢。目前世界上僅有美國大平原一家甲烷化商業化工廠，且為中、低溫甲烷化技術，對于甲烷化發展趨勢的高溫、高壓完全甲烷化技術，尚沒有工業化應用的先例。國內甲烷化技術目前僅停留于部分甲烷化，且催化劑適應溫度范圍窄，極大限制了能量的綜合利用效率；另外常壓下進行的部分甲烷化技術不利于反應和設備強化，缺乏反應器設計和物質-能量的集成優化。
甲烷化反應為快速、強放熱反應，原料氣中一氧化碳含量過高將導致大量放熱，容易造成催化劑床層出現“飛溫”等現象導致催化劑失活，甚至危及反應器的安全。在目前完全甲烷化工藝中，通常在甲烷化單元前預設變換單元，通過變換反應降低原料氣中一氧化碳的含量，或者向原料氣中添加額外的蒸汽以飽和原料氣。
甲烷化反應能夠在各類反應器中進行，包括絕熱固定床反應器、冷卻型列管式反應器、甚至流化床反應器。現有技術中使用較多的是絕熱固定床反應器。冷卻型列管式反應器由多根反應管并聯構成，在其管內(或管間)裝填催化劑，載熱體流經管間(或管內)進行換熱，管徑通常在25～50mm之間，管數可多達上萬根，冷卻型列管式反應器亦適用于反應熱效應較大的反應。
發明內容
本發明的目的在于，提供一種生產合成天然氣(Synthetic Natural Gas，SNG)的方法。
本發明的另一個目的在于，提供實施上述方法的裝置。
本發明是采用以下技術方案來實現的。一方面，本發明提供一種以煤氣化產物為原料氣生產合成天然氣的方法，所述合成天然氣中含有的甲烷摩爾比為94％以上，所述方法包括以下的步驟a)至d)，并且通過獨立的蒸汽輸送體系將外來蒸汽和/或步驟b)、c)和/或d)中產生的蒸汽通入步驟b)、c)和/或d)中所述的第一段絕熱固定床反應器和/或第二段絕熱固定床反應器和/或第三段絕熱固定床反應器中 a)將原料氣經加熱后分為第一股原料氣(4)和第二股原料氣(5)； b)將步驟a)中的第一股原料氣(4)通入裝填甲烷化催化劑的第一段絕熱固定床反應器(7)中進行甲烷化反應，其中進口氣體的溫度為230-400℃；反應得到溫度為450-700℃的第一產品氣(8)，該第一產品氣(8)經冷卻后，得到溫度為150-350℃的冷卻的第一產品氣(10)；同時副產飽和蒸汽和/或過熱蒸汽。
c)將步驟a)中的第二股原料氣(5)與步驟b)中所得到的冷卻的第一產品氣(10)混合后得到的混合氣體(11)通入裝填甲烷化催化劑的第二段絕熱固定床反應器(12)中進行甲烷化反應，其中進口氣體的溫度為230-400℃；反應得到溫度為450-700℃的第二產品氣(13)，該第二產品氣(13)經冷卻后，得到溫度為150-350℃的冷卻的第二產品氣(15)，同時副產飽和蒸汽和/或過熱蒸汽。
d)將步驟c)中所得到的冷卻的第二產品氣(15)進行選自如下之一的處理 將步驟c)中所得到的冷卻的第二產品氣(15)通入裝填甲烷化催化劑的第三段絕熱固定床反應器或冷卻型列管式反應器(17)中進行甲烷化反應，得到溫度為350-600℃的第三產品氣(18)，該第三產品氣(18)經冷卻后，得到冷卻的第三產品氣(20)，同時副產飽和蒸汽和/或過熱蒸汽；并且將所得到的一部分第三產品氣作為循環氣(22)，重新通入步驟b)中的第一段絕熱固定床反應器和/或步驟c)中的第二段絕熱固定床反應器中；另一部分第三產品氣作為產物氣(21)通入裝填催化劑的末段絕熱固定床反應器或冷卻型列管式反應器(26)中進行甲烷化反應，得到末段產品氣(24)，該末段產品氣(24)經冷卻、氣液分離后，得到合成天然氣(26)；其中所述循環氣(22)與產物氣(21)體積比優選為0-5.0∶1，更優選為0.3-3.0∶1； 或者 將步驟c)中所得到的一部分冷卻的第二產品氣作為循環氣(22’)重新通入步驟b)中的第一段絕熱固定床反應器和/或步驟c)中的第二段絕熱固定床反應器中；另一部分冷卻的第二產品氣作為產物氣(21’)通入裝填催化劑的末段絕熱固定床反應器或冷卻型列管式反應器中進行甲烷化反應，得到末段產品氣(24)，該末段產品氣(24)經冷卻、氣液分離后，得到合成天然氣(26)；其中所述循環氣(22’)與產物氣(21’)體積比優選為0-5.0∶1，更優選為0.3-3.0∶1； 或者 將步驟c)中所得到的一部分冷卻的第二產品氣作為循環氣(22’)重新通入步驟b)中的第一段絕熱固定床反應器和/或步驟c)中的第二段絕熱固定床反應器中；另一部分冷卻的第二產品氣作為產物氣(21’)通入裝填甲烷化催化劑的第三段絕熱固定床反應器或冷卻型列管式反應器中進行甲烷化反應，得到第三產品氣(18)，該第三產品氣(18)經冷卻后，得到冷卻的第三產品氣(20)，副產飽和蒸汽和/或過熱蒸汽；將該冷卻的第三產品氣(20)通入裝填甲烷化催化劑的末段絕熱固定床反應器或冷卻型列管式反應器中進行甲烷化反應，得到末段產品氣(24)，該末段產品氣(24)經冷卻、氣液分離后，得到合成天然氣(26)；其中所述循環氣(22’)與產物氣(21’)體積比優選為0-5.0∶1，更優選為0.3-3.0∶1； 在本發明的一個實施方案中，所述步驟b)、步驟c)和/或步驟d)中的飽和蒸汽經換熱生成過熱蒸汽，所述換熱的熱量優選至少部分來源于第一產品氣、第二產品氣和/或第三產品氣；優選地，所述飽和蒸汽和/或過熱蒸汽作為所述獨立的蒸汽輸送體系的至少部分蒸汽來源。
優選地，所述原料氣在加熱前先進行凈化，以除去其中含有的少量雜質。
優選地，所述原料氣中的氣體摩爾組成如下一氧化碳5-45％，二氧化碳0-30％和氫氣20-80％。
優選地，所述第一段絕熱固定床反應器、第二段絕熱固定床反應器和/或第三段絕熱固定床反應器或冷卻型列管式反應器中所裝填的甲烷化催化劑與末段絕熱固定床反應器或冷卻型列管式反應器中所裝填的甲烷化催化劑不同。
在一個優選實施方案中，第一段絕熱固定床反應器、第二段絕熱固定床反應器和/或第三段絕熱固定床反應器或冷卻型列管式反應器中所裝填的甲烷化催化劑為耐高溫高壓的甲烷化催化劑的主要活性成分為金屬的氧化物，所述金屬包括鋁、鎳和稀土元素，以及鍶、釩和鉻中的一種或多種，優選地，其中所述稀土元素包括鑭、鈰、鐠、銪和鐿中的一種或多種。優選地，所述催化劑以100重量份的催化劑為基準，以金屬元素計，鎳的含量為1-10重量份，稀土元素的含量為1-6重量份，鍶、釩和鉻的總含量為0.5-5重量份，余量為氧化鋁。
在一個優選實施方案中，末段絕熱固定床反應器或冷卻型列管式反應器中所裝填的甲烷化催化劑為中低溫甲烷化催化劑，可以是本領域內已知的任何一種中低溫甲烷化催化劑，例如市售的甲烷化催化劑。
優選地，所述甲烷化催化劑具有多種構型，分層或混合裝填在反應器中的不同位置； 優選地，所述甲烷化催化劑還包括預還原工序，是將合成氣(其主要成分是氫氣和一氧化碳)或氫氣在溫度為300-600℃，空速為100～2000h-1的條件下直接通過甲烷化催化劑來實現的，所述合成氣或氫氣優選經氮氣稀釋； 優選地，所述甲烷化催化劑的操作壓力為1-10MPa，優選2-4MPa；操作空速為2000-60000h-1，優選3000-40000h-1。
另一方面，本發明提供實施上述方法的裝置，其包括以下設備 甲烷化反應器，用于對原料氣實施甲烷化反應； 換熱設備，分別與甲烷化反應器的出口相連，用于冷卻甲烷化反應所生成的產品氣，并副產飽和蒸汽和/或過熱蒸汽；以及 蒸汽輸入體系，分別與甲烷化反應器的入口相連，用于向所述甲烷化反應器中輸入蒸汽。
在本發明的一個實施方案中，所述甲烷化反應器選自絕熱固定床反應器和冷卻型列管式反應器；其中所述甲烷化反應器分為三段或者四段，其類型分別為第一段甲烷化反應器和第二段甲烷化反應器包括至少一個絕熱固定床反應器，第三段甲烷化反應器和/或末段甲烷化反應器包括至少一個絕熱固定床反應器和/或冷卻型列管式反應器。
優選地，所述裝置還包括連接后段甲烷化反應器出口與前段甲烷化反應器入口的管道系統，用于將后段甲烷化反應器所生成的部分產品氣導入前段甲烷化反應器中；優選地，所述管道系統還包括壓縮機。
優選地，所述裝置還包括凈化設備，用于對原料氣進行深度凈化，除去其中含有的少量雜質；優選地，所述裝置還包括加熱設備，用于加熱進入第一段甲烷化反應器和/或第二段甲烷化反應器的原料氣。
本發明還提供了上述方法生產的合成天然氣，所述合成天然氣中含有的甲烷摩爾比為94％以上。
綜上所述，本發明提供了一種以煤氣化產品氣為原料生產包含甲烷94％或以上摩爾比的富甲烷氣體的連續工藝流程以及相關裝置。原料氣中一氧化碳含量為5-45％，二氧化碳含量為0％-30％和氫氣含量為20％-80％。本發明所提供的工藝流程如下原料氣分為兩股，分別通入第一、第二段絕熱固定床反應器；第一段反應器出口氣與第二股原料氣混合通入第二段絕熱固定床反應器；而后第二段反應器產品氣通入第三段反應器；第三段反應器出口部分產品氣作為循環氣通入第一段和或第二段反應器，另一部分產品氣則通入末段甲烷化反應器進行進一步反應最終制得所需產品合成天然氣SNG。
本發明工藝中甲烷化反應器中裝填一種以上甲烷化催化劑，，且在不同反應器中選用不同的催化劑及催化劑構型。
本發明工藝中含有獨立蒸汽體系，將蒸汽氣流分別與原料氣或產品氣混合進入相應的甲烷化反應器，可以較好地控制反應器出口溫度。該蒸汽氣流的流量可調變，一方面與原料氣混合，降低原料氣中CO含量，控制反應的溫度，另一方面根據實際情況降低循環氣體量，降低甲烷化過程能耗，提高系統能效，還可在原料氣大幅度波動的條件下，控制反應器內溫度，保護催化劑。蒸汽至少一部分來源于換熱設備副產的蒸汽。
本發明能夠根據實際需要，確定副產不同等級的飽和蒸汽，還可經過進一步的換熱生產過熱蒸汽。副產的過熱蒸汽及飽和蒸汽一方面可用于調節反應器進料組成，控制反應溫度；另一方面可優化工藝，降低循環氣體量，降低系統能耗，提高能量利用效率。
本發明的產品中若仍含有少量的一氧化碳或是二氧化碳，可以將氣體進一步反應得到最終產品。
與現有的技術相比，本發明實現了將煤氣化產物經凈化后的合成氣完全甲烷化來生產合成天然氣，具有工藝流程合理、具備可操作性；節約能源；對環境友好等優點。
以下，結合附圖來詳細說明本發明的實施方案，其中 圖1為本發明實施例1中完全甲烷化反應工藝流程示意圖； 圖2為本發明實施例2中完全甲烷化反應工藝流程示意圖。
附圖標記與其所對應的部件說明如下 1/4/5原料氣2 凈化單元 3/9/14/19/25 換熱器6/11/16 混合氣 7/12/17/23 甲烷化反應器 8/13/18/24產品氣 10/15/20 冷卻產品氣21/21’ 產物氣 22/22’/28/29循環氣26終產物SNG 27 壓縮機30/31/32 蒸汽
具體實施例方式 下面結合具體實施方式
對該發明做進一步的詳細描述，但不應將此理解為本發明的范圍僅限于下述實施方式。
圖1所示為本發明所提供的合成天然氣的生產方法的一種優選實施方式。在此結合圖1來詳細說明本發明各工段甲烷化反應的具體情況。
主要的原料合成氣由氣化爐產生，經過急冷等常規步驟，脫除其中的焦油、油、酚、氨及粉塵等雜質，并通過酸性氣體脫除單元除去其中含有的石腦油、硫化物和部分二氧化碳等。經過酸性氣體脫除單元的原料氣1進入深度凈化單元2，進一步脫除其中含有的微量的含硫、氧以及氯、砷等雜質。原料氣通過換熱器3預熱后分為兩股氣流，即第一股原料氣4和第二股原料氣5。第一股原料氣4與后段循環氣28和蒸汽30混合，得到的混合氣6的溫度為230-400℃，將其通入裝填有耐高溫高壓甲烷化催化劑(所使用的催化劑例如可采用以下方法制備使用濃氨水調節0.3摩/升的碳酸氫銨溶液的pH為9，然后在攪拌條件下，將31.20克Ni(NO3)2和9.36克La(NO3)2緩慢加入到上述溶液中；在攪拌條件下，將得到的溶液與含有272.54克Al2(SO4)3的水溶液同時緩慢滴入反應釜中，用1摩/升的NaOH溶液將反應釜內溶液的pH值調節至9.5，反應溫度為40℃，攪拌速率為600rpm，反應9小時。然后過濾將得到的沉淀(Ni-La-Al復合氫氧化物)分離出來，在60℃下陳化4小時，然后用去離子水洗滌，在100℃干燥12小時，之后在500℃下焙燒4小時，制得催化劑前驅體；將1.56克Sr(NO3)2和2.29克Cr(NO3)3溶于水對催化劑前驅體進行過飽和浸漬，浸漬12小時后在120℃下干燥8-12小時，然后在400℃下焙燒4小時，最后得到催化劑粉體；向催化劑粉體按質量比添加3％的聚乙烯醇作為粘結劑，添加3.5％的石墨作為潤滑劑后打片成型，得到成型催化劑)的第一段絕熱固定床反應器7中進行甲烷化反應，反應得到的第一產品氣8的溫度為450-700℃。將第一產品氣8通過高壓蒸汽廢鍋9換熱冷卻至150-350℃，同時副產飽和蒸汽。冷卻的第一產品氣10與第二股原料氣5、后段循環氣29和蒸汽31混合，所得到的混合氣11的溫度為230-400℃，將其通入裝填有耐高溫高壓甲烷化催化劑(同上)的第二段絕熱固定床反應器12中進行甲烷化反應，反應得到第二產品氣13，其溫度為450-700℃，第二產品氣13在廢鍋14中換熱冷卻至150-350℃，同時副產飽和蒸汽。冷卻的第二產品氣15與蒸汽32混合，所得到的混合氣16溫度為230-400℃，將其通入裝填有耐高溫高壓甲烷化催化劑(同上)的第三段絕熱固定床反應器或冷卻型列管式反應器17中進行甲烷化反應，反應得到第三產品氣18，其溫度為450-700℃。第三產品氣18通過廢鍋19換熱冷卻至150-350℃，并副產飽和蒸汽。將冷卻的第三產品氣20分為兩股，一股作為循環氣22經由壓縮機27分別作為循環氣28和29循環回第一段絕熱固定床反應器和第二段絕熱固定床反應器；另一股作為產物氣21進入裝填有中低溫甲烷化催化劑，可以是本領域內已知的任何一種中低溫甲烷化催化劑，例如市售的J105或CJ106型甲烷化催化劑。的末段絕熱固定床反應器或冷卻型列管式反應器23進行甲烷化反應，反應得到的第四產品氣24通過換熱器25換熱后，得到終產物SNG26。
以下通過表1中各物流的氣體組成參數，直觀地描述了圖1工藝流程中各個工段甲烷化反應的實際發生情況。
表1各個甲烷化反應器進出口氣和原料氣、循環氣和SNG的參數
圖2所示為本發明所提供的合成天然氣的生產方法的另一種優選實施方式。圖2所示實施方式與圖1所示實施方式的區別僅在于，將圖1所示實施方式中的第三段絕熱固定床反應器出口氣體循環的流程改為第二段絕熱固定床反應器出口氣體循環；同時該實施方式中的第三段和末段反應器均可以使用絕熱固定床反應器或冷卻型列管式反應器。
以下通過表2中的各物流的氣體組成參數，直觀地描述了圖2工藝流程中各個工段甲烷化反應的實際發生情況，副產5MPa飽和蒸汽1066kmol/h。
表2各個甲烷化反應器進出口氣和原料氣、循環氣和產品氣的參數
以下通過表3中的各物流的氣體組成參數，直觀地描述了圖2工藝流程中各個工段甲烷化反應的實際發生情況。與表2的不同之處在于，向第一段甲烷化反應器7中加入5MPa飽和水蒸汽50mol/h。
以下通過表3中各物流的氣體組成參數，直觀地描述了圖2工藝流程中各個工段甲烷化反應的實際發生情況。
表3甲烷化反應各個工段的條件及不同工段的氣體組成參數
與表2相比，通過向第一段甲烷化反應器中添加少量飽和水蒸汽(5MPa，50kmol/h，占第一段甲烷化反應器入口氣體的4.5％)，副產飽和蒸汽1066kmol/h(不含向第一段甲烷化反應器中加入的飽和水蒸汽)，循環氣量降低10.33％(從697kmol/h降至625kmol/h)，循環壓縮機功耗降低9.64％(從56.30kw降低至50.87kw)。
權利要求
1.一種以煤氣化產物為原料氣生產合成天然氣的方法，所述合成天然氣中含有的甲烷摩爾比為94％以上，所述方法包括以下的步驟a)至d)，并且通過獨立的蒸汽輸送體系將外來蒸汽和/或步驟b)、c)和/或d)中產生的蒸汽通入步驟b)、c)和/或d)中所述的第一段絕熱固定床反應器、第二段絕熱固定床反應器和/或第三段絕熱固定床反應器中
a)將原料氣經加熱后分為第一股原料氣(4)和第二股原料氣(5)；
b)將步驟a)中的第一股原料氣(4)通入裝填甲烷化催化劑的第一段絕熱固定床反應器(7)中進行甲烷化反應，其中進口氣體的溫度為230-400℃；反應得到溫度為450-700℃的第一產品氣(8)，該第一產品氣(8)經冷卻后，得到溫度為150-350℃的冷卻的第一產品氣(10)，同時副產飽和蒸汽和/或過熱蒸汽；
c)將步驟a)中的第二股原料氣(5)與步驟b)中所得到的冷卻的第一產品氣(10)混合后得到的混合氣體(11)通入裝填甲烷化催化劑的第二段絕熱固定床反應器(12)中進行甲烷化反應，其中進口氣體的溫度為230-400℃；反應得到溫度為450-700℃的第二產品氣(13)，該第二產品氣(13)經冷卻后，得到溫度為150-350℃的冷卻的第二產品氣(15)，同時副產飽和蒸汽和/或過熱蒸汽；
d)將步驟c)中所得到的冷卻的第二產品氣(15)進行選自如下之一的處理
將步驟c)中所得到的冷卻的第二產品氣(15)通入裝填甲烷化催化劑的第三段絕熱固定床反應器或冷卻型列管式反應器(17)中進行甲烷化反應，得到溫度為350-600℃的第三產品氣(18)，該第三產品氣(18)經冷卻后，得到冷卻的第三產品氣(20)，同時副產飽和蒸汽和/或過熱蒸汽；并且將所得到的一部分第三產品氣作為循環氣(22)，重新通入步驟b)中的第一段絕熱固定床反應器和/或步驟c)中的第二段絕熱固定床反應器中；另一部分第三產品氣作為產物氣(21)通入裝填甲烷化催化劑的末段絕熱固定床反應器或冷卻型列管式反應器(26)中進行甲烷化反應，得到末段產品氣(24)，該末段產品氣(24)經冷卻、氣液分離后，得到合成天然氣(26)；其中所述循環氣(22)與產物氣(21)的體積比優選為0-5.0∶1，更優選為0.3-3.0∶1；
或者
將步驟c)中所得到的一部分冷卻的第二產品氣作為循環氣(22’)重新通入步驟b)中的第一段絕熱固定床反應器和/或步驟c)中的第二段絕熱固定床反應器中；另一部分冷卻的第二產品氣作為產物氣(21’)通入裝填甲烷化催化劑的末段絕熱固定床反應器或冷卻型列管式反應器中進行甲烷化反應，得到末段產品氣(24)，該末段產品氣(24)經冷卻、氣液分離后，得到合成天然氣(26)；其中所述循環氣(22’)與產物氣(21’)體積比優選為0-5.0∶1，更優選為0.3-3.0∶1；
或者
將步驟c)中所得到的一部分冷卻的第二產品氣作為循環氣(22’)重新通入步驟b)中的第一段絕熱固定床反應器和/或步驟c)中的第二段絕熱固定床反應器中；另一部分冷卻的第二產品氣作為產物氣(21’)通入裝填甲烷化催化劑的第三段絕熱固定床反應器或冷卻型列管式反應器中進行甲烷化反應，得到第三產品氣(18)，該第三產品氣(18)經冷卻后，得到冷卻的第三產品氣(20)，同時副產飽和蒸汽和/或過熱蒸汽；將該冷卻的第三產品氣(20)通入裝填甲烷化催化劑的末段絕熱固定床反應器或冷卻型列管式反應器中進行甲烷化反應，得到末段產品氣(24)，該末段產品氣經冷卻、氣液分離后，得到合成天然氣(26)；其中所述循環氣(22’)與產物氣(21’)體積比優選為0-5.0∶1，更優選為0.3-3.0∶1。
2.根據權利要求1所述的方法，其特征在于，所述步驟b)、步驟c)和/或步驟d)中的飽和蒸汽經換熱生成過熱蒸汽；
優選地，所述換熱的熱量至少部分來源于第一產品氣、第二產品氣和/或第三產品氣；
優選地，所述飽和蒸汽和/或過熱蒸汽作為所述獨立的蒸汽輸送體系的至少部分蒸汽來源。
3.根據權利要求1或2所述的方法，其特征在于，所述方法還包括對末段絕熱固定床反應器或冷卻型列管式反應器中得到的產品氣進行深度甲烷化或脫碳處理的步驟。
4.根據權利要求1至3中任一項所述的方法，其特征在于，所述原料氣在加熱前先進行凈化，以除去其中含有的雜質。
5.根據權利要求1至4中任一項所述的方法，其特征在于，所述原料氣中的氣體摩爾組成如下一氧化碳5-45％、二氧化碳0-30％和氫氣20-80％。
6.根據權利要求1至5中任一項所述的方法，其特征在于，所述第一段絕熱固定床反應器、第二段絕熱固定床反應器和/或第三段絕熱固定床反應器或冷卻型列管式反應器中所裝填的甲烷化催化劑與末段絕熱固定床反應器或冷卻型列管式反應器中所裝填的甲烷化催化劑不同；
優選地，所述甲烷化催化劑具有多種構型，分層或混合裝填在反應器中的不同位置；
更優選地，所述甲烷化催化劑還包括預還原工序，是將合成氣或氫氣在溫度為300-600℃，空速為100～2000h-1的條件下直接通過甲烷化催化劑床層來實現的，所述合成氣或氫氣優選經氮氣稀釋；
進一步優選地，所述甲烷化催化劑的操作壓力為1-10MPa，優選2-4MPa；操作空速為2000-60000h-1，優選3000-40000h-1。
7.用于實施權利要求1至6中任一項所述方法的裝置，其特征在于，所述裝置包括以下設備
甲烷化反應器，用于對原料氣實施甲烷化反應；
換熱設備，分別與甲烷化反應器的出口相連，用于冷卻甲烷化反應所生成的產品氣，并副產飽和蒸汽和/或過熱蒸汽；以及
蒸汽輸入體系，分別與甲烷化反應器的入口相連，用于向所述甲烷化反應器中輸入蒸汽。
8.根據權利要求7所述的裝置，其特征在于，所述甲烷化反應器選自絕熱固定床反應器和冷卻型列管式反應器；
優選地，其中所述甲烷化反應器分為三段或者四段，其類型分別為第一段甲烷化反應器和第二段甲烷化反應器包括至少一個絕熱固定床反應器，第三段甲烷化反應器和/或末段甲烷化反應器包括至少一個絕熱固定床反應器和/或冷卻型列管式反應器。
9.根據權利要求7或8所述的裝置，其特征在于，所述裝置還包括連接后段甲烷化反應器出口與前段甲烷化反應器入口的管道系統，用于將后段甲烷化反應器所生成的部分產品氣導入前段甲烷化反應器中；所述管道系統優選還包括壓縮機；
優選地，所述裝置還包括凈化設備，用于對原料氣進行深度凈化，除去其中含有的少量雜質；
更優選地，所述裝置還包括加熱設備，用于加熱進入第一段甲烷化反應器和/或第二段甲烷化反應器的原料氣。
10.權利要求1至6中任一項所述方法生產的合成天然氣，其特征在于，所述合成天然氣中含有的甲烷摩爾比為94％以上。
全文摘要
本發明提供一種生產合成天然氣的方法及其裝置。本發明以煤氣化產品氣為原料生產包含甲烷94％以上摩爾比的富甲烷氣體的連續工藝流程。本發明所提供的方法不僅能夠較好地調節甲烷化反應溫度，避免因原料組成不當、過度波動或事故引起的催化劑飛溫燒結等問題，降低了循環氣體量，提高了能量綜合利用效率。
文檔編號C10L3/08GK101812339SQ201010149218
公開日2010年8月25日 申請日期2010年4月15日 優先權日2010年4月15日
發明者李春啟, 劉永健, 邱波, 左玉幫, 忻仕河 申請人:大唐國際化工技術研究院有限公司