專利名稱：一種利用焦?fàn)t氣制備合成天然氣的甲烷化反應(yīng)工藝的制作方法
技術(shù)領(lǐng)域：
制備合成天然氣中的曱烷化反應(yīng)工藝。
背景技術(shù)：
我國(guó)是焦炭生產(chǎn)大國(guó)，年生產(chǎn)能力在3億噸之上，每噸焦炭副產(chǎn)焦?fàn)t氣約 400ra3。除自用、民用和商用燃料外，每年放散的煤氣超過200億m3。
焦?fàn)t煤氣成分較為復(fù)雜，其中CH4， CO, C02, CnHm體積分?jǐn)?shù)近40y。，且氫 含量高(體積分?jǐn)?shù)54%-59%,下同)，通過曱烷化反應(yīng)，即
CO + 3H2 = CH4 + H20
及 C02 + 4H2 = CH4 + 2H20
可將絕大部分CO、 C02轉(zhuǎn)化為曱烷，這樣焦?fàn)t氣就變成主要含CH4、比和少 量N2的氣體混合物，通過變壓吸附氣體分離技術(shù)可得符合"天然氣"國(guó)家標(biāo)準(zhǔn) GB 17820 1999及"車用壓縮天然氣，，的國(guó)家標(biāo)準(zhǔn)GB 18047 2000中規(guī)定的合 成天然氣或壓縮天然氣。
在焦?fàn)t氣制合成天然氣技術(shù)中，CO和C02的曱烷化反應(yīng)是一個(gè)重要步驟。 CO、 C02曱烷化反應(yīng)是強(qiáng)放熱反應(yīng)，溫升比較大，據(jù)"焦?fàn)t氣生產(chǎn)壓縮天然氣 技術(shù)經(jīng)濟(jì)分析"("煤化工"雜志，2007年No 3, P12) 一文報(bào)道，每P/。C0的 絕熱溫升約為63°C,每轉(zhuǎn)化1°/。0)2的絕熱溫升約為50. 5°C。由于是強(qiáng)放熱反 應(yīng)，溫度升高使平衡轉(zhuǎn)化率降低，采用一級(jí)反應(yīng)出口溫度可高達(dá)600。C以上， C0、 C02轉(zhuǎn)化率達(dá)不到要求，因此控制曱烷化反應(yīng)溫度至關(guān)重要。為此在"一 種利用焦?fàn)t氣制備合成天然氣的方法，，專利(公開號(hào)CN 1919985 )中，釆用稀 釋法或兩段轉(zhuǎn)化法。稀釋法將焦?fàn)t氣中C0+C02濃度用已甲烷化的混合氣稀釋到 1/3，即循環(huán)比為2 (循環(huán)比是指用來稀釋的已曱烷化的氣量與焦?fàn)t氣中量之 比)，而采用兩段轉(zhuǎn)化由于進(jìn)口 C0、 C02濃度高， 一段出口溫度高達(dá)60(TC以上， 仍然對(duì)曱烷化反應(yīng)不利。
3利用該工藝使甲烷化反應(yīng)出口的氣體溫度控制在45(TC以下，同時(shí)使循環(huán)壓縮 功耗大大降低。
為了實(shí)現(xiàn)上述發(fā)明目的，本發(fā)明采用的技術(shù)方案如下
器進(jìn)行多級(jí)曱烷化反應(yīng)，控制每一級(jí)曱烷化反應(yīng)器的入口氣體溫度及入口氣體 中CO+C02總含量《3. 5% (體積分?jǐn)?shù)，下同)，使曱烷化后每一級(jí)曱烷化反應(yīng)器 的出口氣體溫度均《450。C。
優(yōu)選的方案，可采用下述方法控制每一級(jí)曱烷化反應(yīng)器的入口氣體中 CO+C02總含量《3. 5%:
(1) 第一級(jí)曱烷化反應(yīng)器的入口氣體控制
采用部分已經(jīng)甲烷化并冷卻后的曱烷化氣(產(chǎn)品氣)作為返回氣加入到原 料焦?fàn)t氣中，稀釋至其中C0+C02總含量《3. 5%;
(2) 其它各級(jí)甲烷化反應(yīng)器(第一級(jí)甲烷化反應(yīng)器除外)的入口氣體控
制
將原料焦?fàn)t氣加入到前一級(jí)曱烷化反應(yīng)后的氣體(即從前一級(jí)曱烷化反應(yīng) 器出口出來的氣體)中，加入原料焦?fàn)t氣的量以使加入后其中的CO+CO,總含量 <15%為宜；原料焦?fàn)t氣與前一級(jí)曱烷化反應(yīng)后的氣體混合后，用水冷卻至混 合氣體溫度為250°C ± 10'C ，再進(jìn)入相應(yīng)級(jí)的曱烷化反應(yīng)器中進(jìn)行曱烷化反應(yīng)。
上述(2)"其它各級(jí)曱烷化反應(yīng)器的入口氣體控制"過程中，用水冷卻混 合氣體時(shí)，可通過控制水產(chǎn)生的蒸汽壓力為1.6-2. 4MPa來控制冷卻后的混合 氣體溫度為250°C 士1(TC。
上述曱烷化反應(yīng)工藝中采用的多級(jí)甲烷化反應(yīng)器，可優(yōu)選為2-5級(jí)，進(jìn)一 步優(yōu)選為2-4級(jí)。
與現(xiàn)有技術(shù)相比，本發(fā)明的有益效果是
通過本發(fā)明的曱烷化反應(yīng)工藝，可使作為返回氣用于稀釋原料焦?fàn)t氣中C0+C02含量的產(chǎn)品氣量大大降低，顯著降低能耗；同時(shí)可有效的控制曱烷化反 應(yīng)器出口的氣體溫度至450。C以下，也有利于反應(yīng)器材質(zhì)的選擇從而降低成本。


圖1是本發(fā)明實(shí)施例1利用焦?fàn)t氣制備合成天然氣的2級(jí)曱烷化反應(yīng)工藝 流程示意圖2是本發(fā)明實(shí)施例2利用焦?fàn)t氣制備合成天然氣的3級(jí)曱烷化反應(yīng)工藝 流程示意圖3是本發(fā)明實(shí)施例3利用焦?fàn)t氣制備合成天然氣的4級(jí)曱烷化反應(yīng)工藝 流程示意圖4是對(duì)比例1和2利用焦?fàn)t氣制備合成天然氣的曱烷化反應(yīng)工藝流程示 意圖。
圖l-3中，Rl-R4為第一級(jí)至第四級(jí)曱烷化反應(yīng)器，Bl-B4是蒸汽鍋爐， E1和E2是換熱器，P是壓縮機(jī)，O為原料焦?fàn)t氣，l-21為不同段的管線。
具體實(shí)施例方式
下面結(jié)合具體實(shí)施方式
對(duì)本發(fā)明作進(jìn)一步的詳細(xì)描述。 但不應(yīng)將此理解為本發(fā)明上述主題的范圍僅限于下述實(shí)施例。 對(duì)比例1
本例為實(shí)施例1-3的對(duì)比例
先將焦?fàn)t氣通過凈化處理，脫除苯、萘，加氫，并除氧脫硫。凈化后的焦 爐氣組成(vol%，均為干基，下同)為H2 57. 6， CH4 26. 9， CO 7. 2， C02 2. 1， N24. 1, CnHm 2.1。凈化后的原料氣量為1000 kmol/h (22400 NmVh)，作為進(jìn) 行下述甲烷化反應(yīng)的原料焦?fàn)t氣。
按照如圖4所示的工藝流程(即公開號(hào)CN1919985A的中國(guó)專利申請(qǐng)中圖1 所示的工藝流程)，采用一個(gè)曱烷化反應(yīng)器將上述凈化后的焦?fàn)t氣通入曱烷 化反應(yīng)器中，在以人1203為載體的Ni催化體系作用下，進(jìn)行曱烷化反應(yīng)；
曱烷化反應(yīng)器入口溫度約為250°C;出口溫度約為425°C,
循環(huán)比為2，進(jìn)曱烷化反應(yīng)器的壓力為1.25 MPa，出反應(yīng)器壓力為1.05MPa，經(jīng)換熱冷卻分離水后，壓力1. OMpa;
返回氣量為2000 kmol,/人壓力1. OMPa壓縮到1. 25 MPa,壓縮功庫(kù)毛530 kWh。
先將焦?fàn)t氣通過凈化處理，脫除苯、萘，加氫，并除氧脫硫。凈化后的焦 爐氣組成(von,干基，下同)為&57.6, CH4 26.9, CO 7. 2, C022. 1, N24. 1, CnHm 2.1。凈化后的原料氣量為1000 kmol/h (22400 Nm7h)，作為進(jìn)行下述 曱烷化反應(yīng)的原料焦?fàn)t氣。
再按照?qǐng)D1所示的工藝流程，采用2級(jí)曱烷化反應(yīng)器進(jìn)行2級(jí)曱烷化反應(yīng)
原料焦?fàn)t氣0分為兩部分(分別為400 kmol和600 kmol )分別進(jìn)入第一 級(jí)和第二級(jí)甲烷化反應(yīng)器
400 kmol原料焦?fàn)t氣0進(jìn)入管線1，溫度120。C，壓力1.25MPa，與來自 管線13的溫度為305。C的800 kmol返回氣混合，混合后氣體中CO含量為2. 4%， 0)2含量為0.7%，溫度250。C，通過管線3進(jìn)入第一級(jí)曱烷化反應(yīng)器R1中，在 與對(duì)比例1同樣的催化劑作用下，進(jìn)行第一級(jí)曱烷化反應(yīng)；反應(yīng)后的氣體從第 一級(jí)曱烷化反應(yīng)器Rl出口進(jìn)入管線4，出口處氣體溫度為425。C，其中C0< 0. 1%， C02< 0. 1%;
另外600 kmol原料焦?fàn)t氣0通過管線2加入到管線4中，與第一級(jí)曱烷 化反應(yīng)后的氣體混合，混合后，其中C0為2. 57%, 0)2為0. 75%，溫度334。C， 通過管線5進(jìn)入蒸汽鍋爐Bl中被冷卻至25(TC,再通過管線6進(jìn)入第二級(jí)曱烷 化反應(yīng)器R2中，在同樣的催化劑作用下，進(jìn)行第二級(jí)甲烷化反應(yīng)；反應(yīng)后的 氣體從第二級(jí)曱烷化反應(yīng)器R2出口進(jìn)入管線7,出口處氣體壓力1. 05 MPa, 溫度433。C，其中C0〈0. 1%， CO2<0. 1%;
第二級(jí)甲烷化反應(yīng)后的氣體通過管線7進(jìn)入換熱器El、再通過管線8進(jìn)入 蒸汽鍋爐B2、然后通過管線9進(jìn)入換熱器E2冷卻，分離水。分離水后的氣體 進(jìn)入管線10，得到壓力為1. 0Mpa的1500 kniol曱烷化氣(即為產(chǎn)品氣)，將其 中700 kmol作為產(chǎn)品氣輸出；另800 kmol則通過管線11進(jìn)入壓縮才幾P增壓
實(shí)施例1
:口圖1所示:
6至1.25MPa,再通過管線12進(jìn)入換熱器E1換熱升溫，然后作為返回氣通過管 線13進(jìn)入管線1與原料焦?fàn)t氣0混合，再通過管線3進(jìn)入第一級(jí)曱烷化反應(yīng) 器R1 (即可按照上述工藝流程連續(xù)運(yùn)行，實(shí)現(xiàn)持續(xù)生產(chǎn))。
本實(shí)施例中，作為返回氣的800 ki船i曱烷化氣，由壓力1. OMPa壓縮到1. 25 MPa，壓縮功耗僅212 kWh。
實(shí)施例2
先將焦?fàn)t氣通過凈化處理，脫除苯、萘，加氫，并除氧脫硫。凈化后的焦 爐氣組成(volYo)為H2 57.6 ， CH4 26. 9 ， CO 7. 2， C02 2.1， N24. 1, CnHm2. 1。 凈化后的原料氣量為1000 kmol/h (22400 Nm7h),作為進(jìn)行下述曱烷化反應(yīng) 的原料焦?fàn)t氣。
再按照?qǐng)D2所示的工藝流程，采用3級(jí)甲烷化反應(yīng)器進(jìn)行3級(jí)曱烷化反應(yīng)
原料焦?fàn)t氣0分為三部分(分別為250 kmol、 350 kmol和400 kmol )分 別進(jìn)入第一級(jí)、第二級(jí)和第三級(jí)曱烷化反應(yīng)器
第一部分的250 kmol原料焦?fàn)t氣O進(jìn)入管線1，溫度120。C，壓力1. 25MPa, 與來自管線17的溫度為305。C的500 kmo1返回氣混合，混合后氣體中C0含量 為2. 4%, C02含量為0.7%，溫度250。C,通過管線4進(jìn)入第一級(jí)曱烷化反應(yīng)器 Rl中，在與對(duì)比例1同樣的催化劑作用下，進(jìn)行第一級(jí)曱烷化反應(yīng)；反應(yīng)后的 氣體從第一級(jí)曱烷化反應(yīng)器R1出口進(jìn)入管線5，出口處氣體溫度為425°C，其 中C0< 0. 1%, C02< 0. 1%;
第二部分的350 kmol原料焦?fàn)t氣0通過管線2加入到管線5中，與第一 級(jí)曱烷化反應(yīng)后的氣體混合，混合后，其中CO為2.46%, C02為0.72%，溫度 338°C,通過管線6進(jìn)入蒸汽鍋爐Bl中被冷卻至250°C，再通過管線7進(jìn)入第 二級(jí)曱烷化反應(yīng)器R2中，在同樣的催化劑作用下，進(jìn)行第二級(jí)曱烷化反應(yīng)； 反應(yīng)后的氣體從第二級(jí)曱烷化反應(yīng)器R2出口進(jìn)入管線8，出口處氣體溫度425 °C,其中C0< 0, 1%, C02< 0. 1%;
第三部分的400 kmol原料焦?fàn)t氣0通過管線3加入到管線8中，與第二
7級(jí)曱烷化反應(yīng)后的氣體混合，混合后，其中CO為2.18%, C02為0.64%，溫度 350°C，通過管線9進(jìn)入蒸汽鍋爐B2中被冷卻至25(TC,再通過管線10進(jìn)入第 三級(jí)曱烷化反應(yīng)器R3中，在同樣的催化劑作用下，進(jìn)行第三級(jí)曱烷化反應(yīng)； 反應(yīng)后的氣體從第三級(jí)曱烷化反應(yīng)器R3出口進(jìn)入管線11,出口處氣體壓力為 1.05 MPa，溫度為402。C，其中CO〈0.1。/。， C02<0.1%;
第三級(jí)曱烷化反應(yīng)后的氣體通過管線11進(jìn)入換熱器E1中換熱、再通過管 線12進(jìn)入蒸汽鍋爐B3中冷卻、然后通過管線13進(jìn)入換熱器E2冷卻，分離水。 分離水后的氣體進(jìn)入管線14,得到壓力為1. OMpa的1200 kmol曱烷化氣(即 為產(chǎn)品氣)，將其中700 kraol作為產(chǎn)品氣輸出；另500 kmol則通過管線15進(jìn) 入壓縮機(jī)P增壓至1.25MPa,再通過管線16進(jìn)入換熱器E2換熱升溫，然后作 為返回氣通過管線17進(jìn)入管線1與原料焦?fàn)t氣0混合，再通過管線4進(jìn)入第 一級(jí)甲烷化反應(yīng)器Rl (即可按照上述工藝流程連續(xù)運(yùn)行，實(shí)現(xiàn)持續(xù)生產(chǎn))。
本實(shí)施例中，作為返回氣的500 kmol曱烷化氣，由壓力1.0 MPa壓縮到 1.25 MPa,壓縮功44^義132 kWh。
先將焦?fàn)t氣通過凈化處理，脫除苯、萘，加氫，并除氧脫^5克。凈化后的焦 爐氣組成(vol。/。)為H2 57. 6 ， CH4 26. 9, CO 7. 2， C02 2. 1, N24. 1, CnHm2. 1。 凈化后的原料氣量為1000 kmol/h(22400 NmVh),作為進(jìn)行下述曱烷化反應(yīng) 的原料焦?fàn)t氣。
再按照?qǐng)D3所示的工藝流程，采用4級(jí)甲烷化反應(yīng)器進(jìn)行4級(jí)曱烷化反應(yīng) 原料焦?fàn)t氣0分為四部分(分別為150 kmol、 200 kmol、 300 kmol和350 kraol )分別進(jìn)入第一級(jí)、第二級(jí)、第三級(jí)和第四級(jí)曱烷化反應(yīng)器
第一部分的150 kmol原料焦?fàn)t氣0進(jìn)入管線1，溫度120。C，壓力1. 25MPa， 與來自管線21的溫度為305。C的300 kmol返回氣混合，混合后氣體中CO含量 為2. 4%, 0)2含量為0.7%,溫度250。C,通過管線5進(jìn)入第一級(jí)甲烷化反應(yīng)器 Rl中，在與對(duì)比例1同樣的催化劑作用下，進(jìn)行第一級(jí)曱烷化反應(yīng)；反應(yīng)后的
實(shí)施例3
本實(shí)施
:口圖3所示:氣體從第一級(jí)曱烷化反應(yīng)器R1出口進(jìn)入管線6，出口處氣體溫度為425°C,其 中C0< 0. 1%， C02< 0. 1%;
第二部分的200 kmol原料焦?fàn)t氣0通過管線2加入到管線6中，與第一 級(jí)曱烷化反應(yīng)后的氣體混合，混合后，其中CO為2.38%， C0,為0.69%，溫度 34rC，通過管線6進(jìn)入蒸汽鍋爐Bl中被冷卻至250°C，再通過管線8進(jìn)入第 二級(jí)曱烷化反應(yīng)器R2中，在同樣的催化劑作用下，進(jìn)行第二級(jí)甲烷化反應(yīng)； 反應(yīng)后的氣體從第二級(jí)曱烷化反應(yīng)器R2出口進(jìn)入管線9，出口處氣體溫度419 。C,其中CO<0. 1%， C02<0. 1%;
第三部分的300 kinol原料焦?fàn)t氣O通過管線3加入到管線9中，與第二 級(jí)曱烷化反應(yīng)后的氣體混合，混合后，其中CO為2.56%, C02為0.75%,溫度 332°C,通過管線10進(jìn)入蒸汽鍋爐B2中被冷卻至25(TC,再通過管線11進(jìn)入 第三級(jí)甲烷化反應(yīng)器R3中，在同樣的催化劑作用下，進(jìn)行第三級(jí)曱烷化反應(yīng)； 反應(yīng)后的氣體從第三級(jí)曱烷化反應(yīng)器R3出口進(jìn)入管線12，出口處氣體溫度為 429。C,其中CO〈0.iy。， CO2<0. 1%;
第四部分的350 kmol原料焦?fàn)t氣0通過管線4加入到管線12中，與第三 級(jí)曱烷化反應(yīng)后的氣體混合，混合后，其中CO為2.28%, C02為0.67%,溫度 351°C,通過管線13進(jìn)入蒸汽鍋爐B3中^t冷卻至250。C，再通過管線14進(jìn)入 第四級(jí)甲烷化反應(yīng)器R4中，在同樣的催化劑作用下，進(jìn)行第四級(jí)甲烷化反應(yīng)； 反應(yīng)后的氣體從第四級(jí)曱烷化反應(yīng)器R4出口進(jìn)入管線15，出口處氣體壓力為 1.05 MPa,溫度為407。C,其中0)<0.1%， C02<0.1%;
第四級(jí)甲烷化反應(yīng)后的氣體通過管線15進(jìn)入換熱器El中換熱、再通過管 線16進(jìn)入蒸汽鍋爐B4中冷卻、然后通過管線17進(jìn)入換熱器E2冷卻，分離水。 分離水后的氣體進(jìn)入管線18,得到壓力為1. OMpa的1000 kmol曱烷化氣(即 為產(chǎn)品氣)，將其中700 kmol作為產(chǎn)品氣輸出；另300 kmol則通過管線19進(jìn) 入壓縮機(jī)P增壓至1. 25MPa,再通過管線20進(jìn)入換熱器E1換熱升溫，然后作 為返回氣通過管線21進(jìn)入管線1與原料焦?fàn)t氣0混合，再通過管線5進(jìn)入第 一級(jí)曱烷化反應(yīng)器R1 (即可按照上述工藝流程連續(xù)運(yùn)行，實(shí)現(xiàn)持續(xù)生產(chǎn))。本實(shí)施例中，作為返回氣的300 kmol曱烷化氣，由壓力1.0 MPa壓縮到 1.25 MPa，壓縮功耗僅79 kWh。
對(duì)比例2
本例為實(shí)施例4的對(duì)比例
先將焦?fàn)t氣通凈化處理，脫除苯、萘，加氫，并除氧脫硫。凈化后的焦?fàn)t 氣組成(vol°/。)為H2 57. 6 ， CH4 26, 9， CO 7. 2， C02 2. 1， N2 4. 1， CnHm 2. 1。 凈化后的原料氣量為1000 kmol/h (22400 NmVh),作為進(jìn)行下述曱烷化反應(yīng) 的原料焦?fàn)t氣。
按照如圖4所示的工藝流程，采用一個(gè)曱烷化反應(yīng)器將上述凈化后的焦 爐氣通入曱烷化反應(yīng)器中，在以人1203為載體的Ni催化體系作用下，進(jìn)行曱烷 化反應(yīng)；
曱烷化反應(yīng)器入口溫度約為250°C;出口溫度約為425°C, 循環(huán)比為2,進(jìn)曱烷化反應(yīng)器的壓力為2. 3 MPa,出反應(yīng)器壓力為2. 05MPa， 經(jīng)換熱冷卻分離水后，壓力2.畫pa;
返回氣量為2000 kmol，從壓力2.幅Pa壓縮到2. 3MPa，壓縮功耗332 kWh。 實(shí)施例4
先將焦?fàn)t氣通過凈化處理，脫除苯、萘，加氫，并除氧脫硫。凈化后的焦 爐氣組成(vo1。/。，均為干基，下同)為H2 57. 6 , CH4 26. 9， CO 7. 2, C02 2.1 ， N2 4.1, CnHm 2.1。凈化后的原料氣量為1000 kraol/h(22400 NmVh)，作為 進(jìn)行下述曱烷化反應(yīng)的原料焦?fàn)t氣。
再按照?qǐng)D1所示的工藝流程，采用2級(jí)甲烷化反應(yīng)器進(jìn)行2級(jí)甲烷化反應(yīng)
原料焦?fàn)t氣Q分為兩部分(分別為400 kmol和600 kraol )分別進(jìn)入第一 級(jí)和第二級(jí)曱烷化反應(yīng)器
400 kmol原料焦?fàn)t氣0進(jìn)入管線1，溫度120。C，壓力2. 3 MPa，與來自 管線13的溫度為305。C的800 kmol返回氣混合，混合后氣體中CO含量為2. 4%， 0)2含量為0.7%,溫度25(TC,通過管線3進(jìn)入第一級(jí)甲烷化反應(yīng)器R1中，在與對(duì)比例2同樣的催化劑作用下，進(jìn)行第一級(jí)曱烷化反應(yīng)；反應(yīng)后的氣體從第 一級(jí)曱烷化反應(yīng)器R1出口進(jìn)入管線4，出口處氣體溫度為425°C,其中C0< 0. 1%, C02< 0. 1%;
另外600 kmol原料焦?fàn)t氣0通過管線2加入到管線4中，與第一級(jí)曱烷 化反應(yīng)后的氣體混合，混合后，其中C0為2. 57%， C02為0. 75%，溫度433。C, 通過管線5進(jìn)入蒸汽鍋爐Bl中被冷卻至250。C，再通過管線6進(jìn)入第二級(jí)曱烷 化反應(yīng)器R2中，在同樣的催化劑作用下，進(jìn)行第二級(jí)曱烷化反應(yīng)；反應(yīng)后的 氣體從第二級(jí)曱烷化反應(yīng)器R2出口進(jìn)入管線7,出口處氣體壓力2. 05 MPa, 溫度433。C，其中C0〈0. 1%， CO2<0. 1%;
第二級(jí)曱烷化反應(yīng)后的氣體通過管線7進(jìn)入換熱器El中換熱、再通過管 線8進(jìn)入蒸汽鍋爐B2中冷卻、然后通過管線9進(jìn)入換熱器E2中換熱冷卻，分 離水。分離水后的氣體進(jìn)入管線10,得到壓力為2.畫pa的1500 kmol曱烷化 氣(即為產(chǎn)品氣)，將其中700 kraol作為產(chǎn)品氣輸出；另800 kraol則通過管 線11進(jìn)入壓縮機(jī)P增壓至2. 3MPa,再通過管線12進(jìn)入換熱器E1升溫，然后 作為返回氣通過管線13進(jìn)入管線1與原料焦?fàn)t氣0混合，再通過管線3進(jìn)入 第一級(jí)曱烷化反應(yīng)器Rl (即可按照上述工藝流程連續(xù)運(yùn)行，實(shí)現(xiàn)持續(xù)生產(chǎn))。
本實(shí)施例中，作為返回氣的800 kmo1曱烷化氣，由壓力2.謹(jǐn)Pa壓縮到2. 3 MPa,壓縮功耗僅133 kWh。
ii
權(quán)利要求
1、一種利用焦?fàn)t氣制備合成天然氣的甲烷化反應(yīng)工藝，其特征在于采用多級(jí)甲烷化反應(yīng)器進(jìn)行多級(jí)甲烷化反應(yīng)，控制每一級(jí)甲烷化反應(yīng)器的入口氣體溫度及入口氣體中CO+CO2總含量≤3.5％，使甲烷化后、每一級(jí)甲烷化反應(yīng)器的出口氣體溫度均≤450℃。
2、 根據(jù)權(quán)利要求1所述的工藝，其特征在于采用下述方法控制每一級(jí)曱烷化反應(yīng)器的入口氣體中C0+C02總含量《3. 5%:(1) 第一級(jí)曱烷化反應(yīng)器的入口氣體控制采用部分已經(jīng)曱烷化并冷卻后的產(chǎn)品氣作為返回氣加入到原料焦?fàn)t氣中，稀釋至其中0)+(:02總含量《3. 5%;(2) 其它各級(jí)曱烷化反應(yīng)器的入口氣體控制將原料焦?fàn)t氣加入到前一級(jí)曱烷化反應(yīng)后的氣體中，使其中C0+C02總含量《3.5%;原料焦?fàn)t氣與前一級(jí)曱烷化反應(yīng)后的氣體混合后，用水冷卻至混合氣體溫度為25 0 °C ± 1 (TC ，再進(jìn)入相應(yīng)級(jí)的曱烷化反應(yīng)器。
3、 根據(jù)權(quán)利要求2所述的工藝，其特征在于所述的(2)"其它各級(jí)曱烷化反應(yīng)器的入口氣體控制"過程中，用水冷卻混合氣體時(shí)，通過控制產(chǎn)生的蒸汽壓力為1.6-2. 4MPa來控制冷卻后的混合氣體溫度為250°C 土1(TC。
4、 根據(jù)權(quán)利要求1所述的工藝，其特征在于所述的多級(jí)曱烷化反應(yīng)器為2-4級(jí)曱烷化反應(yīng)器。
全文摘要
本發(fā)明公開了一種利用焦?fàn)t氣制備合成天然氣的甲烷化反應(yīng)工藝，采用多級(jí)甲烷化反應(yīng)器，控制每一級(jí)甲烷化反應(yīng)器的入口氣體溫度及入口氣體中CO+CO₂總含量≤3.5％，使甲烷化后、每一級(jí)甲烷化反應(yīng)器的出口氣體溫度均≤450℃。通過該工藝，可使用于稀釋原料焦?fàn)t氣中CO+CO₂的產(chǎn)品氣量大大降低，顯著降低能耗；同時(shí)可有效的控制甲烷化反應(yīng)器出口的氣體溫度，有利于甲烷化反應(yīng)，也有利于反應(yīng)器材質(zhì)的選擇。
文檔編號(hào)C10L3/08GK101508922SQ20091005861
公開日2009年8月19日 申請(qǐng)日期2009年3月16日 優(yōu)先權(quán)日2009年3月16日
發(fā)明者冉崇慧, 濤 卿, 古共偉, 耀 周, 楊寬輝, 陶鵬萬 申請(qǐng)人:西南化工研究設(shè)計(jì)院