CN102600771A - 一种用于含h2和co混合气甲烷化流化床反应器及方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种用于含H₂和CO混合气甲烷化流化床反应器及方法。本发明的流化床反应器包括原料进气口1、催化剂出口2、气固分离器5、产品气出口6、催化剂入口7和原料气侧线进口8；所述的流化床反应器内设置一层或以上气体分布板3，将反应器分成若干层流化床，形成若干催化剂密相区，并在每层催化剂密相区的上方设置冷却水喷淋装置4，用于反应器内温度的控制。本发明的反应器由于循环冷却水直接与高温产物气体接触，强化了传热，易于控制反应温度，减少了传热过程热损失，提高了反应热利用率。本发明具有生产通量大、操作弹性大、CO转化率高、产生甲烷的选择性高、催化剂用量少以及热量利用率高等优点，具有很好的工业应用前景。

Description

一种用于含H2和CO混合气甲烷化流化床反应器及方法

技术领域

本发明涉及甲烷生产领域，具体地，本发明涉及一种用于含H₂和CO混合气甲烷化流化床反应器及方法。

背景技术

我国“富煤、缺油、少气”的能源特点决定以煤炭为主要一次能源的现状在短期内难以改变。我国目前耗煤的85％左右通过燃烧或气化直接转化，直接燃烧比例高达80％以上，未能实现资源的梯级利用，造成煤炭资源高值成分的浪费，同时排放大量污染物；如果将煤或生物质气化得到的合成气(主要含有H₂、CO和CO₂)经过甲烷化反应生成CH₄，能够提高燃气热量密度，减少煤炭运输动力消耗和储运设备投资，同时为填补我国天然气需求缺口提供了一条切实可行的途径，具有较高的经济效益。此外，由于目前焦化行业焦炉气的主要成份为H₂、CO、CH₄、和CO₂等；而煤热解气的主要成份为H₂、CO、CH₄、CO₂和少量C2以上的烃类；它们与合成气的成分相似，同样可以通过调节碳氢比后进行甲烷化反应来制甲烷。合成气甲烷化过程主要涉及如下两个反应：

CO+3H₂→CH₄+H₂O      Δ_rH_m＝-206kJ/mol

CO₂+4H₂→CH₄+2H₂O    Δ_rH_m＝-165kJ/mol

这两个反应为强放热反应，反应热的移出成为甲烷化反应器工艺设计的核心问题之一。

目前的甲烷化技术从反应器上可以分为固定床和流化床工艺。固定床甲烷化反应器技术一般可以通过中间气体冷却或者产物气体循环将多个反应器串联起来，如专利CN101812339A和US2010162627A1中所述；而流化床反应器本身适合应用于高放热大规模的非均相催化反应，流化状态使气体-固体混合均匀导致反应器内接近等温，操作变得简单容易，热量和质量传递比固定床反应器要快得多。此外，可以连续地加入和更换催化剂。专利CN101802146A公开的一种制造富甲烷气体混合物的方法中所用反应器即为流化床。用流化床反应器来甲烷化的还有CN1960954。但是，要特别关注催化剂颗粒的磨损和夹带。此外，CN101817716A公布了一种将流化床与固定床结合起来的甲烷化技术。

综合目前已有的甲烷化工艺技术可以看出，在甲烷化流化床工艺的设计过程中始终面临着两大难题：一是反应热的移除；二是流化床床层内气固流动的整体轴向和径向分布不均匀。

甲烷化反应是一个强放热反应，温度升高使平衡转化率降低。在以富含H₂和CO混合气作为原料气时，为了保证甲烷化过程的生产效能和操作连续性，避免床层飞温造成催化剂烧结失活而导致无法正常连续生产，反应热移出方式的工艺设计成为甲烷化工艺技术的核心内容。为此，CN1957076A公开了一种使用多个反应器的甲烷化装置，该技术在各个反应器之间设置水源，将上一级的产物气体与冷却水混合，来控制床层温度，避免催化剂上烟灰的沉积；US3967936公开了多级串联的固定床甲烷化工艺，各反应器间配置多个骤冷区，使用循环的冷却气来调节各反应器排出的产品气温度。以上工艺中产物气体需多次循环，设备较多，工艺操作复杂，热利用率低，而且稳定操作温度范围窄。

在流化床反应器的工艺技术中，以原料气作为固体催化剂颗粒流化介质的流化床反应工艺，可以促进原料气和催化剂的有效接触，提高了装置的生产能力。专利CN1960954公开了一种基于流化床反应器的甲烷化反应工艺，其权利要求的原料气反应空速达1000～50000h^-1，可见流化床反应器的生产效能确有大幅提高，但该工艺技术的反应放热并没有采用换热器换热，而是依赖于原料气中附加的芳香烃热化学反应和重整吸热来平衡，尽管该工艺中取热方式较新颖，但增加了后续产品分离设备和操作费用，而且芳香烃本身价格较高，权利要求中的苯、甲苯或萘等都是市场需要的重要化学品，消耗这些高价值的物质取热并不具有显著的经济性和普适性。

另外，80年代以来对流化床流体动力学行为的研究发现，在流化床提升管内存在显著的流动不均匀性。从整体上来看，主要表现为：颗粒浓度分布轴向顶稀底密，径向中心稀边壁密(如环核结构，即中心区域是颗粒浓度相对较低而速度向上的核心区，周围是颗粒浓度较高而速度向下的环形区域)；同时部分颗粒沿提升管边壁向下滑落、返混，床层中心区与边壁的颗粒浓度有时相差1～2个数量级；从局部来看，则表现为颗粒团聚，局部稀相与密相共存并不断变化。由于流动的不均匀性，导致循环流化床提升管内产生相当严重的气固返混现象，造成气固停留时间分布不均，从而影响气固接触效果，尤其是对合成气甲烷化等这类快速反应的反应性能有着不可忽视的影响。

为改善反应床层内气固流动的不均匀性，研究者己尝试过多种措施，如专利CN1051129A和JP4314831，在流化床的提升管内设置各式内构件；或者是专利CN2093031U和US5622677A，将提升管横截面交替渐缩渐扩变化。这些措施虽然能够在一定程度上改善提升管内流动分布的不均匀性，但是也使加工与操作更加复杂，如内构件难以承受提升管长期运转的磨损，提升管截面交替变化制造起来困难，同时容易产生提升管截面平均浓度变稀而降低气固接触效率。

有些工业流化床也常采用内置换热器的方式提高传热效率，这样也有利于反应热量的移出和催化剂床层温度均匀。但是，由于催化剂颗粒在床层不断流动易导致内置换热器快速磨损，设备检修频繁，运转周期短。

发明内容

本发明针对甲烷化流化床工艺中反应热的移除和流化床床层内气固流动的整体轴向和径向分布不均匀等问题，提出了一种新型甲烷化多段流化床反应器及方法，是一种甲烷化流化床工艺的热平衡稳定及床层内颗粒浓度在轴向、径向均匀分布的集成化方法，该方法可提高换热效率，高效回收反应热，简化工艺过程，增加装置产能。

为了解决上述问题本发明提供的含H₂和CO混合气甲烷化流化床反应器包括原料进气口1、催化剂出口2、气固分离器、产品气出口6、催化剂入口7和原料气侧线进口8；

所述的流化床反应器内设置一层或以上气体分布板3，将反应器分成若干层流化床，形成若干催化剂密相区，并在每层催化剂密相区的上方设置冷却水喷淋装置4，用于反应器内温度的控制。

所述的若干层流化床的筒壁上部设置催化剂入口7，用于催化剂的加入，在气体分布板3的上方形成催化剂密相区，在流化床反应器底部设置原料进气口1，通过原料进气口1通入的原料气体和催化剂接触发生发应，生成甲烷、放出大量热，同时该层冷却水喷淋装置4喷水以吸收反应放出的热量，反应得到的甲烷和未反应的原料在原料气的作用下进入上一层流化床，同时和通过该层流化床底部原料气侧线进口8进入的原料气发生热交换，并在该层流化床中继续反应，依次进入上一层，最后通过反应器上部的气固分离装置分离得到甲烷。

作为上述方案的一种改进，所述的气固分离装置为旋风分离器5，它可以是烧结板或砂心板结构。

作为上述方案的又一种改进，所述的气固分离器上设有产品气出口6，用于收集产品气体。

作为上述方案的再一种改进，所述的若干层流化床为轴向变径，其中下一层和上一层反应器的直径比为1∶1～3。

作为上述方案的再一种改进，所述的流化床反应器中上下相邻两层中气体分布板3之间的距离与下层反应器直径比为1∶0.5～10。

作为上述方案的还一种改进，所述的每层流化床中原料气侧线进口8个数为2～6。

此外，本发明还提供了一种含H₂和CO混合气的甲烷化方法，该方法通过在流化床反应器内设置一层或以上气体分布板3，将反应器分成若干层流化床，形成若干催化剂密相区，并在每层催化剂密相区的上方设置冷却水喷淋装置4，用于反应器内温度的控制来实现的；

所述的方法包括以下步骤：

1)将催化剂通过催化剂入口7加入反应器内，并通过原料进气口1通入惰性气体，在最底层气体分布板3的上方形成催化剂密相区，将惰性气体切换为原料气，通入的原料气体和催化剂接触发生反应，生成甲烷、放出大量热，同时该层冷却水喷淋装置4喷水以吸收反应放出的热量，得到甲烷和未反应的原料气；

2)步骤1)中甲烷和未反应的原料在原料气的作用下进入上一层流化床，并和通过该层流化床底部原料气侧线进口8进入的原料发生热交换，在该层流化床中继续反应，依次进入上一层进行反应，最后通过反应器上部的气固分离装置分离得到产品气体。

作为上述方案的一种改进，所述的步骤1)中原料气包括H₂和CO，其中氢碳摩尔比为1∶1.8～10。

作为上述方案的又一种改进，所述的通入的原料气体温度为20～300℃。

作为上述方案的再一种改进，所述H₂和CO的反应温度为200～700℃，压力为0～4.0MPa。

本发明采用如下技术方案：所述的含H₂和CO混合气甲烷化流化床反应器，其反应器是在流化床轴向高度上设置一个或多个气体分布板，从而在轴向上使反应器分成一段或多段，形成一个或多个催化剂密相区，由于限制了第一催化剂密相区与第二或第三(或更多)催化剂密相区间气体的轴向返混，使气体的流动状态更接近于平推流形式，有利于提高CO转化率；同时利用设置在各段流化床上部的冷却水在向下喷淋过程中汽化来吸收反应过程中产生的大量热量，由于冷却水与产物气体直接接触，显著提高了传热效率，使反应热高效回收。不同轴向高度上的催化剂密相区相通的进气管，既可调节各个密相区的气体流动状态，又可利用不同流速的二次输入的混合气以及与产品气的温差来调节不同床层的热平衡，有利于反应热量的移出和催化剂床层温度均匀，确保反应在高反应空速下连续运行，提高了装置的生产能力。具体方法过程如下：反应器各个密相区分别装填不同或相同粒度尺寸的催化剂，部分原料气首先预热到一定温度后，由甲烷化多段流化床反应器底部进入，经气体分布板后经由反应器内部上行，催化剂在原料气作用下分散，形成密相区；含有CO和H₂的原料气，在催化剂作用下进行甲烷化反应，反应放出的大量热量可通过该段流化床上部的冷却水汽化过程以及其上段密相区中二次低温原料气(未经过预热)来吸收，保持上段床层内反应热稳定。离开装置的产物气体经高温换热和低温换热后进入冷凝器冷凝，实现气相产物和液相产物分离，得到的冷凝水可以循环使用。

所述的含H₂和CO混合气甲烷化流化床反应器中所用的冷却水喷淋装置可以使冷却水在流化床中径向均匀分布，而水滴在较短的时间内汽化，吸收反应过程中产生的大量热量，实现床层温度的控制。

所述的含H₂和CO混合气甲烷化流化床反应器，为了保证流化床中能够形成多个催化剂密相区及较高的CO转化效率，本发明使用一个或多个气体分布板，气体分布板沿轴向固定在流化床的不同高度位置上，在流化床中形成两个或多个催化剂密相区，该结构既允许催化剂在气体分布板上面较均匀分散，又允许气体通过。为了保证反应器中每段催化剂密相区可有较多的催化剂存在，且有足够的热交换的空间，本发明中上段流化床反应器中气体分布板与下段中的气体分布板之间的距离，为下段流化床催化剂密相区直径的0.5～10.0倍，而上部密相区是下部密相区直径的1.0～3.0倍。

所述的含H₂和CO混合气甲烷化流化床反应器，为了保证流化床床层内的传热效果和密相区流动态的均匀分布，本发明设置一个或多个与流化床筒壁相连的原料气进气管，该装置与流化床不同轴向高度上的催化剂密相区相通，既可以调节各个密相区的气体流动状态，又能够利用不同的进气量以及与产物气体的温差，调节不同床层的温度。为了保证进气管可以提供足够的流速和流量，每段设置2～6个进气口。

所述的含H₂和CO混合气甲烷化流化床反应器，为了保证流化床床层内反应的连续进行，本发明在每个密相区分别设置了催化剂的进口和出口，通过调节各个床层段的进气流速和压力来实现催化剂在反应器运行过程中的置换，使得每个密相区都可以单独置换新的催化剂而不影响反应的整体进行。

所述的含H₂和CO混合气甲烷化流化床反应器，是在流化床顶部设置旋风分离器和气体出口，该出口与旋风分离器相连。在反应过程中，有部分催化剂被气流携带，进入旋风分离器，经过旋风分离器的下部返回至催化剂密相区。

本发明的技术效果十分显著：

本发明的流化床反应器采用多段设计，在一个反应器中实现了相当于两个或多个全混流式反应器操作的情况，生产能力大为提高。在保证总体生产量不变的前提下，可大幅度减少反应器的个数，减少了操作仪表及控制费用。该甲烷化流化床工艺通过直接使用冷却水和低温原料气与产品气分段直接接触，有效解决了床层内部的飞温现象，抑制催化剂在高温下的烧结和催化剂活性组分的流失，同时，冷却水汽化生成的水蒸汽有助于抑制催化剂积碳的产生，极大地提高了催化剂的寿命。本发明取消了内置的换热器，完全通过分布在各段流化床中的冷却水以及其密相区进气管的低温原料气的进气量来调节不同催化剂密相区催化剂的流化状态，不仅可以促进原料气和催化剂的有效接触，还有利于反应热量的平衡，从而抑制催化剂床层的飞温现象，使反应可在高反应空速下连续运行，提高了装置的生产能力，并极大的简化了工艺过程。另外，从流化床顶部中出来的产品气体中含有大量的高温水蒸汽，可以通过高温换热，实现能量的回收利用。这里需要说明的是，甲烷化反应本身有水蒸汽生成，而在反应器中喷淋冷却水，对反应的化学平衡影响较小，CO的转化率会略微降低，能量衡算及热力学分析表明，通过调节冷却水量及其反应器内部的压力，仍然可以使CO的转化率达到99.0％。

本发明提出一种在反应床层轴向上内置一个或多个气体分布板，并通过向床层边壁区补充原料气，改善床层内颗粒流化状态，减少轴向、径向不均匀分布等问题；同时利用从各段床层上部喷洒冷却水，吸收反应热汽化，结合侧线进料的低温原料气与高温产品气的二次或多次混合来平衡热量，调节反应器内部温度，完成近似等温甲烷化反应。

本发明通过在流化床不同轴向高度处设置气体分布板，将流化床分隔成两段或多段催化剂密相区；通过向各段床层边壁区补充原料气、从而使床层内流动重新分布，改善气固相在轴向、径向不均匀分布等问题；依靠在各段设置冷却水喷淋装置，以及原料气的补给来调节反应器床层内的温度范围；在床层内不再设置独立的换热装置以及其他换热构件，无需产品气体循环，大大简化了工艺过程。同时由于循环冷却水直接与高温产物气体接触，强化了传热，易于控制反应温度，减少了传热过程热损失，提高了反应热利用率。本发明具有生产通量大、操作弹性大、CO转化率高、产生甲烷的选择性高、催化剂用量少以及热量利用率高等优点，具有很好的工业应用前景。

附图说明

图1是本发明中含一个催化剂密相区的甲烷化流化床反应器的工艺示意图；

图2是本发明中含两个催化剂密相区的甲烷化流化床反应器的工艺示意图；

图3是本发明中含三个催化剂密相区的甲烷化流化床反应器的工艺示意图；

图4是本发明中含三个催化剂密相区的甲烷化流化床反应器应用于甲烷化的整体工艺流程示意图。

附图标识

1、原料气进口           2、催化剂出口        3、气体分布板

4、冷却水喷淋装置       5、旋风分离器        6、产品气出口

7、催化剂入口           8、原料气侧线进口    9、催化剂密相区

10、催化剂稀相分离区    P、压力测量          T、多点温度测量

具体实施方式

下面结合附图和具体实施例来说明本发明。

实施例1、

具体实施步骤，如图1所示提供的含H₂和CO混合气催化甲烷化的流化床反应器的示意图，其核心是将原料进气口1、催化剂出口2、气体分布板3、冷却水喷淋装置4、旋风分离器5、催化剂入口7、与产品气出口6依次与流化床的筒壁相连，构成完整的单段流化床，该单段流化床催化剂密相区的高度为密相区直径的4.0倍。采用20～40目的氧化铝负载镍系甲烷化催化剂(Ni含量为40％)，将催化剂从催化剂入口7加入，为了避免催化剂堵塞气体分布板3，加催化剂时由流化床底部原料进气口1经气体分布板3通入氮气，催化剂颗粒从催化剂入口7进入流化床，在氮气的作用下，分散在流化床中气体分布板3上方的区域，形成催化剂密相区9，在反应器的顶部形成催化剂稀相分离区10；然后将氮气切换为氢气，利用工业上常用的氢气还原方法在400℃将催化剂还原，接着将原料气经换热器换热升温后，经流化床反应器底部由原料进气口1进入反应器床层。原料气组成为：氢气74.8％，一氧化碳25.2％，预热后原料气在反应器入口的温度为300℃，压力为1.0MPa，反应空速15000h^-1。随着反应的进行，催化剂床层温度升高，此时冷却水喷淋装置4开始喷淋冷却水，冷却水入口温度为25℃，冷却水在下降过程中，吸收甲烷化反应过程中放出的大量热量而迅速汽化，通过调节冷却水喷淋量(冷却水的摩尔流量为总原料气摩尔流量的0.2～0.4倍控制反应器床层温度范围在300～400℃，在该反应器内设置多个压力和温度测量装置，其中有压力测量P用于测量反应的压力，其中多点温度测量T来测量多点的温度，此时CO的单程转化率为95.1％，CH₄选择性为91.3％。

实施例2、

具体实施步骤，如图2所示提供的合成气甲烷化两段流化床反应器的示意图，其核心是将原料气体的入口1、气体分布板3、旋风分离器5、催化剂入口7、催化剂出口2、管壁上的原料气侧线入口8与产品气出口6依次与流化床反应器的筒壁相连，构成完整的两段流化床反应器。该反应器中第II反应区中气体分布板与第I段中的气体分布板之间的距离，为第I段催化剂密相区直径的8.0倍，而第II段中的催化剂密相区直径是第I段密相区直径的2.0倍。采用粒度为20～40目的氧化铝负载镍系甲烷化催化剂(Ni含量为40％)，将催化剂从每层的催化剂入口7加入流化床不同床层。为了避免催化剂堵塞气体分布器3，加催化剂时由流化床底部原料气体入口1经气体分布器3通入氮气，催化剂颗粒从催化剂入口7进入流化床，在氮气的作用下，分散在流化床中气体分布器3上方的区域，形成两个催化剂密相区，然后将氮气切换为氢气，利用工业上常用的氢气还原方法在400℃将催化剂还原，然后将原料气经换热器换热升温后由原料气进口1进入反应器床层，而从每层的原料气侧线进口8进入反应器的原料气不经过预热，直接进入反应器。合成原料气组成为：氢气74.8％，一氧化碳26.2％，原料气入口1的温度为300℃，原料气侧线进口8的温度为30℃，床层压力为2.5MPa，总反应空速25000h^-1。随着反应进行，催化剂床层温度升高，此时冷却水喷淋装置开始喷淋冷却水，入口冷却水温度为25℃，调节第I段冷却水摩尔流量为原料气进口1处原料气摩尔流量的0.2～0.4倍，冷却水在下降过程中，吸收甲烷化反应过程中放出的大量热量而迅速汽化，在较短时间内与产物气体和未反应的原料气达到热平衡。第I段流化床产品气体的出口温度可达430℃，该产品气进入第II段反应器之前可以与第二层的流化床的原料气侧线进口8的原料气交换热量，通过调节第II段冷却水的喷淋量以及侧线进料的原料气流量控制反应器床层温度范围在270～380℃；另外，调节密相区的进气流量和压力，使得各个密相区都可以单独的进行催化剂的置换，从而实现反应的连续进行。最终实现CO的单程转化率为98.4％，CH₄的选择性为90.7％。

实施例3、

具体实施步骤，如图3所示提供的原料气甲烷化的三段流化床反应器的示意图，其核心是将原料进气口1、气体分布板3、旋风分离器5、催化剂入口7、催化剂出口2、管壁上的原料气侧线入口8与气体出口6依次与流化床反应器的筒壁相连，构成完整的三段流化床。该流化床反应器中第III段反应区中气体分布板与第II段中的气体分布板之间的距离，为第II段催化剂密相区直径的3.0倍，而第III段中的催化剂密相区直径是第II段密相区直径的2.5倍；第II段密相区中气体分布板与第I段中的气体分布板之间的距离，为第I段催化剂密相区直径的4.0倍，而第II段中的催化剂密相区直径是第I段密相区的1.5倍。使用粒度为20～40目的氧化铝负载镍系甲烷化催化剂(Ni含量为40％)，将催化剂从催化剂入口7装入流化床反应器的不同床层，为了避免催化剂堵塞气体分布器3，加催化剂时由流化床底部气体入口1经气体分布板3通入氮气，催化剂颗粒从催化剂进口7进入流化床，在氮气的作用下，分散在流化床中气体分布器3上方的区域，在每段流化床反应器中形成催化剂密相区，然后将氮气切换为氢气，利用工业上常用的氢气还原方法在400℃将催化剂还原。然后将原料气由进口1从反应器底部进入反应器床层，而从每层的原料气侧线进口8进入反应器的原料气不经预热。原料气的组成为：氢气75.1％，一氧化碳24.9％，经换热器预热后原料气入口(1)的温度为200℃，而从侧线入口8进入反应器的原料气为30℃；每段流化床反应器中冷凝水温度均为25℃，根据床层温度变化，调节冷凝水摩尔流量为进入该段流化床气体总摩尔流量的0.2～0.4倍，整个反应器中的操作压力为3.8MPa。第I段流化床气体出口温度为540℃，此时CO转化率为61％；第II段侧线入口8的原料气摩尔量与原料气进口(1)的相同，该段中冷却水摩尔流量为经过该段反应器气体总摩尔流量的0.35倍，此时可以将第II段床层温度控制在460℃左右，经过第II段反应器后，CO总转化率为74％，该段反应后的产品气进入第III段反应器与第三层流化床的原料气侧线进口8充分混合后继续反应，通过调节第III段中冷却水的量，使第III段出口处产品气体的温度达到580℃左右，此时CO的总转化率为99.2％，CH₄的选择性为91.9％。通过调节密相区的进气流量和压力，使得在反应进行过程中各个密相区都可以单独的进行催化剂的置换，从而实现反应的连续进行。

实施例4、

图4给出了本发明中三段流化床应用于甲烷化整体工艺流程的示意图。25％的原料气经过与产品气低温换热后温度从30℃升高到200℃，然后由三段流化床底部原料气进口A进入反应器，未经过预热的25％和50％原料气分别从侧线进料口B、C加入第II、第III段流化床反应器中。冷却水的喷淋量E1，E2，E3分别为原料气进口A处摩尔流量的0.3、0.5、0.9倍。通过调节反应器内催化剂的用量、冷却水的喷淋量及压力，控制第I段反应器产品气出口温度为510℃，第II段反应器产品气出口温度为490℃，第III段反应器产品气出口温度为580℃，CO总的转化率为98.3％，CH₄选择性90.5％。第III段反应器产品气中含有大量高温水蒸汽，经过高温换热，回收反应过程中产生的大量热量，产品气温度降低为250～300℃；然后再经过低温换热，预热部分原料气，同时使产品气体中的水蒸汽冷凝，实现产品气体的分离。冷凝下来的水可以当作冷却水进入喷淋装置，循环使用，而多余的水则分流。

Claims (10)

1.一种用于含H₂和CO混合气甲烷化流化床反应器，所述的流化床反应器包括原料进气口(1)、催化剂出口(2)、气固分离器(5)、产品气出口(6)、催化剂入口(7)和原料气侧线进口(8)，其特征在于，

所述的流化床反应器内设置一层或以上气体分布板(3)，将反应器分成若干层流化床，形成若干催化剂密相区，并在每层催化剂密相区的上方设置冷却水喷淋装置(4)，用于反应器内温度的控制。

2.根据权利要求1所述的用于含H₂和CO混合气甲烷化流化床反应器，其特征在于，所述的旋风分离器(5)为烧结板或砂心板结构。

3.根据权利要求1所述的用于含H₂和CO混合气甲烷化流化床反应器，其特征在于，所述的旋风分离器(5)上设有产品气出口(6)，用于收集气体产品。

4.根据权利要求1所述的用于含H₂和CO混合气甲烷化流化床反应器，其特征在于，所述的若干层流化床为轴向变径，其中下一层和上一层反应器的直径比为1∶1～3。

5.根据权利要求1所述的用于含H₂和CO混合气甲烷化流化床反应器，其特征在于，所述的流化床反应器中上下相邻两层中气体分布板(3)之间的距离与下层反应器直径比为1∶0.5～10。

6.根据权利要求1所述的用于含H₂和CO混合气甲烷化流化床反应器，其特征在于，所述的每层流化床中原料气侧线进口(8)个数为2～6。

7.一种含H₂和CO混合气的甲烷化方法，该方法通过在流化床反应器内设置一层或以上气体分布板(3)，将反应器分成若干层流化床，形成若干催化剂密相区，并在每层催化剂密相区的上方设置冷却水喷淋装置(4)，用于反应器内温度的控制来实现的；

所述的方法包括以下步骤：

1)将催化剂通过催化剂入口(7)加入反应器内，并通过原料进气口(1)通入惰性气体，在最底层气体分布板(3)的上方形成催化剂密相区，将惰性气体切换为原料气，通入的原料气体和催化剂接触发生发应，生成甲烷、放出大量热，同时该层冷却水喷淋装置(4)喷水以吸收反应放出的热量，得到甲烷和未反应的原料气；

2)步骤1)中甲烷和未反应的原料在原料气的作用下进入上一层流化床，并和通过该层流化床底部原料气侧线进口(8)进入的原料发生热交换，在该层流化床形成催化剂密相区继续反应，依次进入其上一层进行反应，最后通过反应器上部的气固分离装置分离得到产品气体。

8.根据权利要求7所述的含H₂和CO混合气的甲烷化方法，其特征在于，所述的步骤1)中原料气包含H₂和CO，其中氢碳摩尔比为1∶1.8～10。

9.根据权利要求7所述的含H₂和CO混合气的甲烷化方法，其特征在于，所述的通入的原料气体温度为20～300℃。

10.根据权利要求7所述的含H₂和CO混合气的甲烷化方法，其特征在于，所述H₂和CO的反应温度为200～700℃，压力为0～4.0MPa。

Images