CN102876411B - 一种生产合成天然气的方法及装置 - Google Patents
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Abstract
本发明提供一种生产合成天然气的方法及装置。本发明是以煤或生物质气化产物为原料生产含甲烷摩尔百分比为94%以上的富甲烷气体的连续工艺流程。本发明提供的生产工艺不仅能够较好地控制甲烷化反应器的操作温度，避免因原料波动较大或事故引起的催化剂飞温烧结等问题，并且提供了甲烷化反应放热利用体系，提高了能量综合利用效率。
Description
技术领域
本发明涉及一种生产合成天然气的方法及装置，具体地涉及以煤或生物质气化产物为原料生产合成天然气的方法及装置，属于合成天然气技术领域。
背景技术
上世纪七十年代以来，伴随着石油危机，煤制甲烷（合成天然气或代用天然气）得到较快发展。煤制甲烷的主要方法包括煤加氢气化直接生产甲烷和经合成气间接生产甲烷。
煤加氢气化生产甲烷的主要问题有：碳转化率低、甲烷收率低、气体组成复杂、甲烷浓度低以及得不到高质量的合成天然气等。相对来说，煤经合成气生产甲烷的工艺具有技术成熟度高、碳利用率高及甲烷浓度高的显著优势。上世纪80年代初，德国鲁奇公司结合巴斯夫公司的甲烷化催化剂完成了甲烷化工艺的开发，并成功应用于美国大平原工厂389万立方米/天的煤制天然气工厂；英国煤气公司针对BGL气化炉的合成气特点开发了HICOM工艺及相应催化剂，并建立了2832m3/d的中试装置；丹麦托普索公司成功研制了最高能耐700℃高温的宽温型催化剂，并开发了TREMP完全甲烷化工艺。
在我国，以利用煤生产城市煤气为目的，在上世纪已建立较成熟的煤气部分甲烷化技术：如中科院大连化学物理研究所研发了“常压水煤气部分甲烷化生产城市煤气”技术；化工部化肥研究所开发了以常压半水煤气为原料气的RHM-266型镍系甲烷化催化剂及工艺；煤炭科学研究院开发了两段炉水煤气甲烷化工艺。
随着可持续发展的需要，节能降耗、提高能源利用效率成为各技术发展的方向和趋势。对甲烷化过程而言，高温、高压操作、宽温型催化剂有利于设备及过程强化，进而降低能耗，并提高甲烷化反应副产热品位及回收利用率。鉴于此，宽温型甲烷化催化剂，高温、高压完全甲烷化技术已成为当前甲烷化技术的发展趋势。目前世界上仅有美国大平原一家甲烷化商业化工厂，且为中、低温甲烷化技术，对于甲烷化发展趋势的高温、高压完全甲烷化技术，尚没有工业化应用的先例。国内甲烷化技术目前仅停留于部分甲烷化，且催化剂适应温度范围窄，极大限制了能量的综合利用效率；另外常压下进行的部分甲烷化技术不利于反应和设备强化，缺乏反应器设计和物质-能量的集成优化。
发明内容
因此，本发明的目的在于提供一种生成合成天然气（Synthetic NaturalGas，SNG）的方法及装置。
本发明是采用以下技术方案来实现的。
本发明提供一种生产合成天然气的方法。参照图1和图2，所述方法包括以下的步骤：
a）原料气（1）经第一换热设备（2）升温至150~400℃后按体积比1:（0.5~5）:（0~0.5）:（0~0.5）分成第一股原料气（4）、第二股原料气（5）、第三股原料气（6）和第四股原料气（7）；
b）将步骤a）中的第一股原料气（4）与第一蒸汽（39）和第一股循环气（27）混合得到温度为250~400℃的第一混合气（8），将第一混合气（8）通入第一段甲烷化反应器（9）中发生反应，得到温度为450~750℃的第一段产品气（10），该第一段产品气（10）经第二换热设备（11，11′）和第三换热设备（13，13′）降温至250~400℃得到降温后的第一段产品气（14）；
c）将步骤b）得到的降温后的第一段产品气（14）与所述第二股原料气（5）、第二蒸汽（40）、第二股循环气（28）混合得到温度为250~400℃的第二混合气（15），将第二混合气（15）通入第二段甲烷化反应器（16）中发生反应，得到温度为450~700℃的第二段产品气（17），该第二段产品气（17）经第四换热设备（18，18′）降温至200~400℃得到的降温后的第二段产品气（19）；
d）将步骤c）得到的降温后的第二段产品气（19）按体积比（0.3~5）:1分成循环气（20）和第二股第二段产品气（21），所述循环气（20）经第五换热设备（22）降温至100~350℃后送入循环压缩机（24）增压得到增压后的循环气（25），增压后的循环气（25）经第五换热设备（22）升温到200~350℃，然后将其按体积比（0.5~1）:（0~0.5）分成所述第一股循环气（27）和第二股循环气（28）；
e）将步骤d）得到的第二股第二段产品气（21）与所述第三股原料气（6）、第三蒸汽（41）混合得到温度为200~400℃的第三混合气（29），将第三混合气（29）通入第三段甲烷化反应器（30）中发生反应，得到温度为300~550℃的第三段产品气（31），该第三段产品气（31）经第一换热设备（2）降温至60~350℃得到的降温后的第三段产品气（32）；
f）将步骤e）得到的降温后的第三段产品气（32）与所述第四股原料气（7）、第四蒸汽（42）混合得到温度为60~200℃的第四混合气（33），所述第四混合气（33）经第六换热设备（34）升温至200~350℃后通入第四段甲烷化反应器（36）中发生反应，得到温度为250~450℃的第四段产品气（37）；
g）将步骤f）得到的第四段产品气（37）经第六换热设备（34）降温并进行气液分离后得到温度为20~80℃的产品气（38）。
优选地，所述原料气（1）的摩尔百分比组成如下：一氧化碳5~50%，二氧化碳0~30%，氢气20~80%，甲烷0~20%。
优选地，在所述步骤a）中，将所述原料气（1）分成的第一股原料气（4）、第二股原料气（5）、第三股原料气（6）和第四股原料气（7）的体积比可以为1:（0.5~2）:（0~0.3）:（0~0.3）。
优选地，在所述步骤d）中，将所述第二段产品气（19）分成的循环气（20）和第二股第二段产品气（21）的体积比可以为（0.3~3）:1。
优选地，在所述步骤d）中，将所述循环气（20）分成的第一股循环气（27）和第二股循环气（28）的体积比可以为（0.7~1）:（0~0.3）。
在本发明的一种优选的实施方案中，所述方法还包括通过以下方式利用甲烷化反应放热：使来自界区的锅炉给水（43，43′）进入汽包（44，44′），使来自汽包（44，44′）的第一锅炉给水（45，45′）进入第二换热设备（11，11′）或第三换热设备（13，13′）产生3~10MPa的第一饱和蒸汽（46，46′），使来自汽包（44，44′）的第二锅炉给水（47，47′）进入第四换热设备（18，18′）产生3~10MPa的第二饱和蒸汽（48，48′），来自汽包（44，44′）的第三饱和蒸汽（49，49′）经第三换热设备（13，13′）或第二换热设备（11，11′）升温，得到温度为300~550℃的过热蒸汽（50，50′）。
在上述利用甲烷化反应放热的方式中，当第一锅炉给水（45，45′）进入第二换热设备（11，11′）时，第三饱和蒸汽（49，49′）经第三换热设备（13，13′）升温；当第一锅炉给水（45，45′）进入第三换热设备（13，13′）时，第三饱和蒸汽（49，49′）经第二换热设备（11，11′）升温。
根据本发明提供的生产合成天然气的方法，该方法以煤或生物质气化产物为原料，生产合成天然气，所得的合成天然气产物中含有甲烷的摩尔百分比为94%以上。
另一方面，本发明还提供了用于本发明提供的上述生产合成天然气方法的装置，该装置包括：
甲烷化反应器，包括用于进行甲烷化反应的第一段甲烷化反应器（9）、第二段甲烷化反应器（16）、第三段甲烷化反应器（30）和第四段甲烷化反应器（36）；
换热设备，包括用于加热和/或冷却气体的第一换热设备（2）、第二换热设备（11，11′）、第三换热设备（13，13′）、第四换热设备（18，18′）、第五换热设备（22）和第六换热设备（34）；
循环压缩机，包括用于将循环气增压的循环压缩机（24）。
在本发明设备的优选实施方案中，所述第一段甲烷化反应器（9）、第二段甲烷化反应器（16）、第三段甲烷化反应器（30）和第四段甲烷化反应器（36）均为绝热固定床甲烷化反应器。
优选地，所述装置还包括汽包（44，44′），用于为换热设备提供锅炉给水并接受换热设备产生的饱和蒸汽，同时将饱和蒸汽输送至换热设备。具体地，所述汽包（44，44′）用于为第二换热设备（11，11′）或第三换热设备（13，13′）提供第一锅炉给水（45，45′），为第四换热设备（18，18′）提供第二锅炉给水（47，47′），并接受第二换热设备（11，11′）或第三换热设备（13，13′）产生的第一饱和蒸汽（46，46′）以及第四换热设备（18，18′）产生的第二饱和蒸汽（48，48′），同时将第三饱和蒸汽（49，49′）输送至第三换热设备（13，13′）或第二换热设备（11，11′）。
优选地，所述换热设备选自废锅和蒸汽过热器。
优选地，所述装置还包括脱硫反应器，用于对原料气进行深度脱硫。
优选地，所述装置还包括脱氧反应器，用于对原料气进行深度脱氧。
优选地，所述装置还包括气液分离器，用于分离工艺气中的冷凝水。
本发明提供了一种以煤或生物质气化产物为原料生产含甲烷94mol%以上的合成天然气的连续工艺流程及装置。本发明提供的工艺流程如下：原料气经预热后分成四股，其中第一股原料气与蒸汽、第一股循环气混合后进入第一段甲烷化反应器发生反应；第二股原料气与第一段产品气、蒸汽、第二股循环气混合后进入第二段甲烷化反应器发生反应，第二段产品气分成两股，第一股经循环压缩机增压后进入第一段甲烷化反应器，第二股第二段产品气与第三股原料气、蒸汽混合后进入第三段甲烷化反应器发生反应；第三段产品气与第四股原料气、蒸汽混合后进入第四段甲烷化反应器发生反应，第四段产品气经气液分离后得到产品气。
本发明工艺中含有独立蒸汽体系，将蒸汽分别与原料气混合进入相应的甲烷化反应器，可以较好地控制反应器出口温度，该蒸汽的流量可调变，一方面与原料气混合，降低原料气中CO含量，控制反应温度，另一方面可优化工艺，降低循环气量，降低系统能耗，提高能量利用效率，还可在原料气大幅波动的条件下，控制反应温度，保护催化剂。蒸汽至少一部分来源于换热设备副产的蒸汽。
本发明工艺中含有利用甲烷化反应热的蒸汽生产体系，可根据实际需要生产不同等级的饱和蒸汽和过热蒸汽。锅炉给水进入汽包，汽包通过降液管为换热设备输送锅炉给水并通过升气管收集换热设备产生的饱和蒸汽，并将饱和蒸汽输送至换热设备升温得到过热蒸汽。
本发明的产品气中若仍含有少量的一氧化碳和二氧化碳，可以将气体进一步反应得到最终产品。
与现有的技术相比，本发明实现了将煤或生物质气化产物经净化后的合成气完全甲烷化来生产合成天然气，具有工艺流程合理，具备可操作性；能量利用率高，节约能源，环境友好等优点。
附图说明
以下，结合附图来详细说明本发明的实施方案，其中：
图1为本发明生产合成天然气方法的一种实施方案的工艺流程图；
图2为本发明生产合成天然气方法的另一种实施方案的工艺流程图；
图3为传统中低温甲烷化工艺流程图，用于与本发明提供的生产合成天然气方法进行对比。
具体实施方式
下面结合具体实施方式对本发明进行进一步的详细描述，给出的实施例仅为了阐明本发明，而不是为了限制本发明的范围。
实施例1
本实施例为本发明提供的合成天然气的生产方法的一种优选实施方式，本实施例的工艺流程图如图1所示。
a）煤或生物质经过气化单元、变换单元和净化单元得到满足要求的原料气。原料气1经过第一换热设备2升温至190~210℃后得到升温后的原料气3。升温后的原料气3被分为四股物流，即：第一股原料气4、第二股原料气5、第三股原料气6和第四股原料气7。
b）将第一股原料气4与第一蒸汽39、第一股循环气27混合，得到温度为290~310℃的第一混合气8，将其通入第一段甲烷化反应器9中进行甲烷化反应，得到温度为640~660℃的第一段产品气10。第一段产品气10经过第二换热设备11和第三换热设备13降温，得到温度为270~290℃的降温后的第一段产品气14，同时副产饱和蒸汽和过热蒸汽。
c）将降温后的第一段产品气14与第二股原料气5、第二蒸汽40、第二股循环气28混合，得到温度为290~310℃的第二混合气15，将其通入第二段甲烷化反应器16中进行甲烷化反应，得到温度为600~620℃的第二段产品气17。第二段产品气17经第四换热设备18降温至270~290℃后得到降温后的第二段产品气19。
d）将降温后的第二段产品气19分为两股：第一股第二段产品气20和第二股第二段产品气21。第一股第二段产品气20经第五换热设备22降温至160~180℃后得到降温后的第一股第二段产品气23。降温后的第一股第二段产品气23进入循环压缩机24增压，得到循环气25，循环压缩机功率为1163kW。循环气25经第五换热设备22升温，得到温度为250~270℃的升温后的循环气26。将升温后的循环气26分成两股，即：第一股循环气27和第二股循环气28。第一股循环气27和第二股循环气28分别进入第一段和第二段甲烷化反应器中进行反应。
e）第二股第二段产品气21与第三股原料气6和第三蒸汽41混合，得到温度为270~290℃的第三混合气29，将其送入第三段甲烷化反应器30中进行甲烷化反应，得到温度为470~490℃的第三段产品气31。第三段产品气31经第一换热设备2降温至90~110℃得到降温后第三段产品气32。
f）降温后第三段产品气32与第四股原料气7、第四蒸汽42混合得到第四混合气33。将第四混合气33经第六换热设备34升温得到温度为240~260℃的升温后的第四混合气35，将其送入第四段甲烷化反应器36中进行甲烷化反应，得到温度为350~370℃的第四段产品气37。
g）第四段产品气37经第六换热设备34降温，再经过气液分离得到温度为30~50℃的产品气38（SNG）。
其中，甲烷化反应放热的利用工艺包括：来自界区的锅炉给水43经预热后送入汽包44，来自汽包44内的第一锅炉给水45和第二锅炉给水47通过降液管分别进入第二换热设备11和第四换热设备18生产第一饱和蒸汽46和第二饱和蒸汽48，第一饱和蒸汽46和第二饱和蒸汽48经过升气管进入汽包44，汽包44产生的第三饱和蒸汽49经第三换热设备13升温，得到温度为440~460℃的过热蒸汽50送出界区。
其中，第一股原料气4、第二股原料气5、第三股原料气6和第四股原料气7的体积比为1:1.22:0.11:0，第一股第二段产品气20和第二股第二段产品气21的体积比为0.9:1，第一股循环气27和第二股循环气28的体积比为0.9:0.1。
以下通过表1中的各物流的气体组成参数，直观地描述了图1所示的工艺流程中各个工段甲烷化反应的实际发生情况。
表1
物流编号的说明：1为原料气；8为第一混合气；10为第一段产品气；15为第二混合气；17为第二段产品气；29为第三混合气；31为第三段产品气；35为第四混合气；37为第四段产品气；23为降温后的第一股第二段产品气；38为产品气SNG；50为过热蒸汽。
实施例2
本实施例为本发明提供的合成天然气的生产方法的一种优选实施方式，本实施例的工艺流程图如图2所示。
a）煤或生物质经过气化单元、变换单元和净化单元得到满足要求的原料气。原料气1经过第一换热设备2升温至170~190℃后得到升温后的原料气3。升温后的原料气3被分为四股物流，即：第一股原料气4、第二股原料气5、第三股原料气6和第四股原料气7。
b）将第一股原料气4与第一蒸汽39、第一股循环气27混合，得到温度为250~270℃的第一混合气8，将其通入第一段甲烷化反应器9中进行甲烷化反应，得到温度为610~630℃的第一段产品气10。第一段产品气10经过第二换热设备11和第三换热设备13降温，得到温度为280~300℃的降温后的第一段产品气14，同时副产饱和蒸汽和过热蒸汽。
c）将降温后的第一段产品气14与第二股原料气5、第二蒸汽40、第二股循环气28混合，得到温度为280~300℃的第二混合气15，将其通入第二段甲烷化反应器16中进行甲烷化反应，得到温度为610~630℃的第二段产品气17。第二段产品气17经第四换热设备18降温至280~300℃后得到降温后的第二段产品气19。
d）将降温后的第二段产品气19分为两股：第一股第二段产品气20和第二股第二段产品气21。第一股第二段产品气20经第五换热设备22降温至150~170℃后得到降温后的第一股第二段产品气23。降温后的第一股第二段产品气23进入循环压缩机24增压，得到循环气25。循环气25经第五换热设备22升温，得到温度为230~250℃的升温后的循环气26。将升温后的循环气26分成两股，即：第一股循环气27和第二股循环气28。第一股循环气27和第二股循环气28分别进入第一段和第二段甲烷化反应器中进行反应。
e）第二股第二段产品气21与第三股原料气6和第三蒸汽41混合，得到温度为280~300℃的第三混合气29，将其送入第三段甲烷化反应器30中进行甲烷化反应，得到温度为410~430℃的第三段产品气31。第三段产品气31经第一换热设备2降温至100~120℃得到降温后第三段产品气32。
f）降温后第三段产品气32与第四股原料气7、第四蒸汽42混合得到第四混合气33。将第四混合气33经第六换热设备34升温得到温度为240~260℃的升温后的第四混合气35，将其送入第四段甲烷化反应器36中进行甲烷化反应，得到温度为290~310℃的第四段产品气37。
g）第四段产品气37经第六换热设备34降温，再经过气液分离得到温度为30~50℃的产品气38（SNG）。
其中，甲烷化反应放热的利用工艺包括：来自界区的锅炉给水43′经预热后送入汽包44′，汽包44′内的第一锅炉给水45′和第二锅炉给水47′通过降液管分别进入第三换热设备13′和第四换热设备18′生产第一饱和蒸汽46′和第二饱和蒸汽48′，第一饱和蒸汽46′和第二饱和蒸汽48′经过升气管进入汽包44′，汽包44产生的第三饱和蒸汽49′经第二换热设备11′升温，得到温度为440~460℃的过热蒸汽50′送出界区。
其中，第一股原料气4、第二股原料气5、第三股原料气6和第四股原料气7的体积比为1:1.27:0:0，第一股第二段产品气20和第二股第二段产品气21的体积比为2.4:1，第一股循环气27和第二股循环气28的体积比为0.95:0.05。
以下通过表2中的各物流的气体组成参数，直观地描述了图2工艺流程中各个工段甲烷化反应的实际发生情况。
表2
物流编号的说明：1为原料气；8为第一混合气；10为第一段产品气；15为第二混合气；17为第二段产品气；29为第三混合气；31为第三段产品气；35为第四混合气；37为第四段产品气；23为降温后的第一股第二段产品气；38为产品气SNG；50′为过热蒸汽。
实施例3
本实施例为本发明提供的合成天然气的生产方法的一种优选实施方式，本实施例的工艺流程图如图1所示。
a）煤或生物质经过气化单元、变换单元和净化单元得到满足要求的原料气。原料气1经过第一换热设备2升温至200~220℃后得到升温后的原料气3。升温后的原料气3被分为四股物流，即：第一股原料气4、第二股原料气5、第三股原料气6和第四股原料气7。
b）将第一股原料气4与第一蒸汽39、第一股循环气27混合，得到温度为290~310的第一混合气8，将其通入第一段甲烷化反应器9中进行甲烷化反应，得到温度为640~660℃的第一段产品气10。第一段产品气10经过第二换热设备11和第三换热设备13降温，得到温度为300~320℃的降温后的第一段产品气14，同时副产饱和蒸汽和过热蒸汽。
c）将降温后的第一段产品气14与第二股原料气5、第二蒸汽40、第二股循环气28混合，得到温度为290~310℃的第二混合气15，将其通入第二段甲烷化反应器16中进行甲烷化反应，得到温度为600~620℃的第二段产品气17。第二段产品气17经第四换热设备18降温至270~290℃后得到降温后的第二段产品气19。
d）将降温后的第二段产品气19分为两股：第一股第二段产品气20和第二股第二段产品气21。第一股第二段产品气20经第五换热设备22降温至150~170℃后得到降温后的第一股第二段产品气23。降温后的第一股第二段产品气23进入循环压缩机24增压，得到循环气25。循环气25经第五换热设备22升温，得到温度为250~270℃的升温后的循环气26。将升温后的循环气26分成两股，即：第一股循环气27和第二股循环气28。第一股循环气27和第二股循环气28分别进入第一段和第二段甲烷化反应器中进行反应。
e）第二股第二段产品气21与第三股原料气6和第三蒸汽41混合，得到温度为280~300℃的第三混合气29，将其送入第三段甲烷化反应器30中进行甲烷化反应，得到温度为460~480℃的第三段产品气31。第三段产品气31经第一换热设备2降温至80~100℃得到降温后第三段产品气32。
f）降温后第三段产品气32与第四股原料气7、第四蒸汽42混合得到第四混合气33。将第四混合气33经第六换热设备34升温得到温度为240~260℃的升温后的第四混合气35，将其送入第四段甲烷化反应器36中进行甲烷化反应，得到温度为380~400℃的第四段产品气37。
g）第四段产品气37经第六换热设备34降温，再经过气液分离得到温度为30~50℃的产品气38（SNG）。
其中，甲烷化反应放热的利用工艺包括：来自界区的锅炉给水43经预热后送入汽包44，来自汽包44内的第一锅炉给水45和第二锅炉给水47通过降液管分别进入第二换热设备11和第四换热设备18生产第一饱和蒸汽46和第二饱和蒸汽48，第一饱和蒸汽46和第二饱和蒸汽48经过升气管进入汽包44，汽包44产生的第三饱和蒸汽49经第三换热设备13升温，得到温度为440~460℃的过热蒸汽50送出界区。
其中，第一股原料气4、第二股原料气5、第三股原料气6和第四股原料气7的体积比为1:0.94:0.13:0.09，第一股第二段产品气20和第二股第二段产品气21的体积比为0.9:1，第一股循环气27和第二股循环气28的体积比为1:0。
以下通过表3中的各物流的气体组成参数，直观地描述了图1工艺流程中各个工段甲烷化反应的实际发生情况。
表3
物流编号的说明同表1。
对比例1
为与实施例1进行对比，在相同的设计基础条件下，采用传统中低温甲烷化技术生产合成天然气，具体工艺流程图如图3所示。
a）煤或生物质经过气化单元、变换单元和净化单元得到满足要求的原料气。原料气1经过第一换热设备2升温至170~190℃后得到升温后的原料气3。升温后的原料气3被分为两股物流，即：第一股原料气4、第二股原料气5。
b）将第一股原料气4与第一蒸汽39、第一股循环气27混合，得到温度为270~290℃的第一混合气8，将其通入第一段甲烷化反应器9中进行甲烷化反应，得到温度为490~510℃的第一段产品气10。第一段产品气10经过第二换热设备11′和第三换热设备13′降温，得到温度为300~320℃的降温后的第一段产品气14，同时副产饱和蒸汽和过热蒸汽。
c）将降温后的第一段产品气14与第二股原料气5、第二蒸汽40、第二股循环气28混合，得到温度为270~290℃的第二混合气15，将其通入第二段甲烷化反应器16中进行甲烷化反应，得到温度为490~510℃的第二段产品气17。第二段产品气17经第四换热设备18降温至240~260℃后得到降温后的第二段产品气19。
d）将降温后的第二段产品气19分为两股：第一股第二段产品气20和第二股第二段产品气21。第一股第二段产品气20经第五换热设备22降温至30~50℃后得到降温后的第一股第二段产品气23。降温后的第一股第二段产品气23进入循环压缩机24增压，得到循环气25，循环压缩机功率为1651kW。循环气25经第五换热设备22升温，得到温度为210~230℃的升温后的循环气26。将升温后的循环气26分成两股，即：第一股循环气27和第二股循环气28。第一股循环气27和第二股循环气28分别进入第一段和第二段甲烷化反应器中进行反应。
e）第二股第二段产品气21与第三蒸汽41混合，得到温度为240~260℃的第三混合气29，将其送入第三段甲烷化反应器30中进行甲烷化反应，得到温度为300~320℃的第三段产品气31。第三段产品气31经第一换热设备2降温并经过气液分离得到温度为30~50℃的产品气38′（SNG）。
其中，甲烷化反应放热的利用工艺包括：来自界区的锅炉给水43′经预热后送入汽包44′，来自汽包44′内的第一锅炉给水45′和第二锅炉给水47′通过降液管分别进入第三换热设备13′和第四换热设备18′生产第一饱和蒸汽46′和第二饱和蒸汽48′，第一饱和蒸汽46′和第二饱和蒸汽48′经过升气管进入汽包44′，汽包44′产生的第三饱和蒸汽49′经第二换热设备11′升温，得到温度为440~460℃的过热蒸汽50′送出界区。
其中，第一股原料气4、第二股原料气5的体积比为1:1.33，第一股第二段产品气20和第二股第二段产品气21的体积比为1:0.26，第一股循环气27和第二股循环气28的体积比为0.95:0.05。
以下通过表4中的各物流的气体组成参数，直观地描述了图3所示的工艺流程中各个工段甲烷化反应的实际发生情况。
表4
与对比例1相比，在相同的设计基础下，实施例1热量利用率高、消耗低：实施例1循环压缩机功率为1163kW，对比例1为1651kW，实施例1的能耗比对比例1低29.7%；实施例1副产过热蒸汽252.3t/h，对比例1副产过热蒸汽234.7t/h，实施例1的热量利用率比对比例1高7.5%。
Claims (12)
1.一种生产合成天然气的方法，所述方法包括以下步骤：
a）原料气（1）经第一换热设备（2）升温至150～400℃后按体积比1:（0.5～5）:（0～0.5）:（0～0.5）分成第一股原料气（4）、第二股原料气（5）、第三股原料气（6）和第四股原料气（7），其中所述第三股原料气（6）和第四股原料气（7）不为0，其中，所述原料气为煤或生物质气化产物；
b）将步骤a）中的第一股原料气（4）与第一蒸汽（39）和第一股循环气（27）混合得到温度为250～400℃的第一混合气（8），将第一混合气（8）通入第一段甲烷化反应器（9）中发生反应，得到温度为450～750℃的第一段产品气（10），该第一段产品气（10）经第二换热设备（11，11′）和第三换热设备（13，13′）降温至250～400℃得到降温后的第一段产品气（14）；
c）将步骤b）得到的降温后的第一段产品气（14）与所述第二股原料气（5）、第二蒸汽（40）、第二股循环气（28）混合得到温度为250～400℃的第二混合气（15），将第二混合气（15）通入第二段甲烷化反应器（16）中发生反应，得到温度为450～700℃的第二段产品气（17），该第二段产品气（17）经第四换热设备（18，18′）降温至200～400℃得到的降温后的第二段产品气（19）；
d）将步骤c）得到的降温后的第二段产品气（19）按体积比（0.3～5）:1分成循环气（20）和第二股第二段产品气（21），所述循环气（20）经第五换热设备（22）降温至100～350℃后送入循环压缩机（24）增压得到增压后的循环气（25），增压后的循环气（25）经第五换热设备（22）升温到200～350℃，然后将其按体积比（0.5～1）:（0～0.5）分成所述第一股循环气（27）和第二股循环气（28），其中所述第二股循环气（28）不为0；
e）将步骤d）得到的第二股第二段产品气（21）与所述第三股原料气（6）、第三蒸汽（41）混合得到温度为200～400℃的第三混合气（29），将第三混合气（29）通入第三段甲烷化反应器（30）中发生反应，得到温度为300～550℃的第三段产品气（31），该第三段产品气（31）经第一换热设备（2）降温至60～350℃得到的降温后的第三段产品气（32）；
f）将步骤e）得到的降温后的第三段产品气（32）与所述第四股原料气（7）、第四蒸汽（42）混合得到温度为60～200℃的第四混合气（33），所述第四混合气（33）经第六换热设备（34）升温至200～350℃后通入第四段甲烷化反应器（36）中发生反应，得到温度为250～450℃的第四段产品气（37）；
g）将步骤f）得到的第四段产品气（37）经第六换热设备（34）降温并进行气液分离后得到温度为20～80℃的产品气（38），
其中，所述方法还包括通过以下方式利用甲烷化反应放热：使来自界区的锅炉给水（43，43′）进入汽包（44，44′），使来自汽包（44，44′）的第一锅炉给水（45，45′）进入第二换热设备（11，11′）或第三换热设备（13，13′）产生3～10MPa的第一饱和蒸汽（46，46′），使来自汽包（44，44′）的第二锅炉给水（47，47′）进入第四换热设备（18，18′）产生3～10MPa的第二饱和蒸汽（48，48′），来自汽包（44，44′）的第三饱和蒸汽（49，49′）经第三换热设备（13，13′）或第二换热设备（11，11′）升温，得到温度为300～550℃的过热蒸汽（50，50′）。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述原料气的摩尔百分比组成如下：一氧化碳5～50%，二氧化碳0～30%，氢气20～80%，甲烷0～20%。
3.根据权利要求1或2所述的方法，在所述步骤a）中，将所述原料气（1）分成的第一股原料气（4）、第二股原料气（5）、第三股原料气（6）和第四股原料气（7）的体积比为1:（0.5～2）:（0～0.3）:（0～0.3），其中所述第三股原料气（6）和第四股原料气（7）不为0。
4.根据权利要求1所述的方法，在所述步骤d）中，将所述第二段产品气（19）分成的循环气（20）和第二股第二段产品气（21）的体积比为（0.3～3）:1。
5.根据权利要求1所述的方法，在所述步骤d）中，将所述循环气（20）分成的第一股循环气（27）和第二股循环气（28）的体积比为（0.7～1）:（0～0.3），其中所述第二股循环气（28）不为0。
6.用于权利要求1至5中任一项所述方法的装置，其包括：
甲烷化反应器，包括用于进行甲烷化反应的第一段甲烷化反应器（9）、第二段甲烷化反应器（16）、第三段甲烷化反应器（30）和第四段甲烷化反应器（36）；
换热设备，包括用于加热和/或冷却气体的第一换热设备（2）、第二换热设备（11，11′）、第三换热设备（13，13′）、第四换热设备（18，18′）、第五换热设备（22）和第六换热设备（34）；
循环压缩机，包括用于将循环气增压的循环压缩机（24）。
7.根据权利要求6所述的装置，其中，所述第一段甲烷化反应器（9）、第二段甲烷化反应器（16）、第三段甲烷化反应器（30）和第四段甲烷化反应器（36）均为绝热固定床甲烷化反应器。
8.根据权利要求6所述的装置，其中，所述装置还包括汽包（44，44′），用于为换热设备提供锅炉给水并接受换热设备产生的饱和蒸汽，同时将饱和蒸汽输送至换热设备。
9.根据权利要求6至8中任一项所述的装置，其中，所述换热设备选自废锅和蒸汽过热器。
10.根据权利要求6至8中任一项所述的装置，其中，所述装置还包括脱硫反应器，用于对原料气进行深度脱硫。
11.根据权利要求6至8中任一项所述的装置，其中，所述装置还包括脱氧反应器，用于对原料气进行深度脱氧。
12.根据权利要求6至8中任一项所述的装置，其中，所述装置还包括气液分离器，用于分离工艺气中的冷凝水。
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