CN104001457A - 一种甲烷化流化床反应器 - Google Patents

Abstract

本发明提供了一种流化床甲烷化反应器，即在一定的恒定低温下进行CO与H₂反应生成甲烷和水以及CO₂与H₂反应生成甲烷和水的设备，包括圆筒壳体及内件；其底部设有一次气体分布器及二次气体分布器，并装填催化剂组成催化床；催化床中设有许多组换热管组成的换热装置，每组换热管下端与水进口总管连通，水进口总管与汽包水出口连通，每组换热管上端与蒸汽出口总管连通，蒸汽出口总管与汽包的蒸汽进口连通；它可以将甲烷化反应中不断放出的热量及时用另一种介质移走，维持反应在低温恒温下进行。

Description

一种甲烷化流化床反应器

技术领域

本发明属于化工领域，涉及一种流化床反应器，具体地说，涉及一种甲烷化流化床反应器。

背景技术

目前，工业上合成天然气主要有焦炉煤气制天然气及煤制天然气两种。合成天然气的关键反应是甲烷化反应，其反应式为：

CO+3H₂＝CH₄+H₂O    △H₂₉₈＝－206KJ/mol

CO₂+4H₂＝CH₄+2H₂O  △H₂₉₈＝－165KJ/mol

甲烷化反应均为强放热可逆反应，在典型的甲烷化反应条件下，气体中每1％CO转化的绝热温升约为72℃，每1％CO₂转化的绝热温升约为60℃。

现有的甲烷化工艺中，甲烷化反应器均为绝热反应形式，即经催化剂床层绝热反应后，气体出反应器，再经高压锅炉产生蒸汽回收热量。

由于合成天然气的原料气体中CO及CO₂含量很高，为了控制温度，甲烷化反应器必须采用多台串联的方式，并且采用大量气体循环的方式以降低反应器进口气体中CO及CO₂含量(一般控制CO+CO₂：3～5％)。若第一甲烷化反应器气体进口温度为300℃，则出口温度为600～700℃。

现有的合成天然气甲烷化工艺均为高温甲烷化工艺，必须使用能耐700℃高温的甲烷化催化剂，以满足该工艺的要求。

高温甲烷化工艺存在以下缺点：

①反应温度高，设备材质要求高，安全性差。

由于反应温度高，尤其是第一甲烷化反应器温度为600～700℃，需要使用耐高温的材料制作，设备造价高。如果发生甲烷化反应器进口气体中CO及CO₂含量突然增加时，反应器很容易发生超温事故，安全可靠性较差。

②催化剂成本高。

甲烷化催化剂主要活性成分为镍，以氧化铝为载体。普通的甲烷化催化剂中镍含量约为20～30％，其使用温度范围为200～400℃。高温甲烷化催化剂中镍含量约为40～50％，其使用温度范围为300～700℃。高温甲烷化催化剂制造成本高，价格昂贵。

③高温积炭。

高温甲烷化工艺为绝热反应，反应器内催化剂床层温度为300～700℃。当温度在400℃以上时容易产生积炭反应，造成催化剂表面积炭，使催化剂的活性下降，影响催化剂的使用寿命。

④电耗高。

由于甲烷化反应原料气体中的CO及CO₂含量高(CO+CO₂：20～25％)，为了控制温度，必须采用大量气体循环的方式以降低反应器进口气体中CO及CO₂含量(一般控制CO+CO₂：3～5％)，其循环气体流量约为新鲜气体流量的5倍，电耗较高。

针对高温甲烷化工艺的缺陷，国内一些研发机构提出一种等温低温甲烷化反应器技术。该技术的特点是反应器的触媒筐采用径向结构，径向筐内装有许多换热管，其结构形式为悬置式双套管。利用换热管内液体的相变将大量的反应热移走，以保持催化剂床层温度恒定不变，即可维持反应在400℃低温恒温下进行。

该反应器为固定床反应器，换热管外侧传热系数低，总传热系数较低。由于甲烷化反应热很大，只有将催化剂床层内换热管的分布密度设计得非常大，才能够将反应热充分移出，设备设计制作难度大，且催化剂装卸困难。

由于该反应器为固定床反应器，当反应器直径较大时，很难做到气体均匀分布，容易发生气体偏流的情况，从而造成催化剂床层温度分布不均匀、温差较大、催化剂局部过热等。催化剂床层温差太大，极易导致催化剂活性下降，严重时可导致设备损坏并造成安全事故。

少量文献披露了甲烷化流化床反应器，设备主要包括壳体、用于分散气体并使固体颗粒流化的气体分布器，用于分离产品气与其他物质(如催化剂)的分离器，原料气进口、产品气出口等。然而，目前的流化床反应器的直径和体积受到较大的限制，主要是因为气体分布器的覆盖面积的限制，如果气体分布器的面积过大，由于气体的冲力影响容易导致进风处的相应位置拱起，影响设备的运作和寿命，并且具有较大的安全隐患。另外，目前的气体分布器还存在较容易堵塞的缺点，影响设备的有效运作。除此，产品气与固体粒子的分离也是一个问题。

目前的流化床反应器，如申请号20101023120.2的中国专利申请所公开的甲烷化反应装置，包括流化床反应器和固定床反应器，其中流化床反应器中，反应后的气体与催化剂同时进入气固分离器进行分离，此时分离效率有限，有较大量的催化剂仍然无法回收而连通反应后的气体一同输出。该反应器均存在气体分布不均匀、容易产生沟流、产生大气泡，催化剂消耗量高的缺陷。

专利号201110023691.3进一步设置了冷却水喷淋装置以一方面吸收反应热，一方面形成上部空间的固体颗粒稀相区，但通过冷却水喷淋将使得催化剂的重复利用难度加大，不利于大规模的连续性生产。反应器喷淋装置增加了水浓度即增加了生成物浓度，降低反应转化率。

发明内容

本发明目的之一在于提供一种可设置成大直径/大体积的流化床反应器。

本发明的另一个目的在于提供一种可长期安全且正常使用的流化床反应器。

本发明的另一个目的在于提供一种可有效提高产品气与固体颗粒分离效率的流化床反应器。

本发明的另一个目的在于提供一种可有效节降低催化剂消耗量的流化床反应器。

发明通过以下技术方案实现上述目的。

发明提供了一种甲烷化流化床反应器，该反应器包括壳体，位于壳体底部的原料气进口，位于壳体内靠近底部的空间的气体分配器，位于壳体上的产品气出口，其中，气体分配器包括一次气体分布器和二次气体分布器，所述一次气体分布器包括多个分布于基本同一水平面的喷嘴；所述二次气体分布器为具有多个开孔的板，位于所述一次气体分布器上方。

优选地，所述的二次气体分布器可以贴着一次气体分布器设置于一次气体分布器上方；所述的一次气体分布器与原料气进口连通(优选通过管道连通)。

所述的喷嘴的开口向下，例如，朝向反应器底部或呈一定角度朝向反应器底部。当壳体内底部被装入固体颗粒(催化剂)，原料气开始进入反应器时，气体均匀地从各个喷嘴往下喷出，并吹动固体颗粒(如催化剂)逸散形成流化，此时，气体分配器的上部空间形成固体颗粒密相区，而下方由于喷嘴和多孔板的作用形成底部固体颗粒稀相区；当停止流化之后，催化剂将大量缓慢回落，此时，二次气体分布器(多孔板)同时起到了阻隔较大一部分催化剂回落至底部的作用，从而解决了气体分配器容易堵塞的问题。

优选地，所述喷嘴包括喷孔和位于喷孔外部的延伸的管道，呈一定角度朝向反应器底部。

上述的一定角度例如可以是大于0°小于45°。

通过采用本发明的气体分配器的设置，可以使得反应器的直径长达8米时仍能顺利运行。

在本发明的一个优选实施例中，一次气体分布器包括多个分布于同一平面的环形管，环形管通过径向的分支管相连通，各径向的分支管汇总于中心管道，中心管道即为连通原料气进口与一次气体分布器的管道。喷嘴连接于环形管上，以均匀地分布于反应器内。

优选地，在所述壳体内部，气体分配器间隔一定距离的上方，设置有用于阻隔固体颗粒的挡气除尘器，该挡气除尘器可以是开孔板(例如具有多个圆形、方形或其他形状的孔)、或者网状、筛状的部件，优选具有两层或以上的呈相互上下分布的开孔板、或者网状、筛状的部件。当反应气体连同固体颗粒经过该挡气除尘器时，气体可继续扩散至挡气除尘器上方的空间，而催化剂固体颗粒受到较大的阻力从而大部分被阻挡在挡气除尘器下方的空间，从而，挡气除尘器下方直至气体分配器上方的空间为反应器中的固体颗粒密相区，催化剂得到充分的利用，反应以较高的速率进行，而挡气除尘器的上方空间形成另一个固体颗粒稀相区，以便于气体进一步最终与催化剂的有效分离。

通过该挡气除尘器的设置，可以破除反应器内的大气泡，同时将气体中夹带的大量催化剂分离下来，使进入反应器顶部旋风分离器的气体中催化剂浓度大大降低，减轻了内旋风的负荷，提高了内旋风的分离效果，同时降低了催化剂的消耗。作为一种优选的实施方案，所述的挡气除尘器为由多个爪状交叉结构构成的筛状部件。爪状交叉结构形成了一定的上下重叠区，以及一定的镂空区域，由此形成了成上下空间分布(三维分布)的筛状结构。挡气除尘器具有两层，每层挡气除尘器的爪状结构呈垂直交错分布。

所述的反应器内部还设有气固分离设备，用于将反应后的气体与固体颗粒(例如催化剂)进行分离，分离后的气体从与气固分离设备相连的产品气出口输出，而固体则回落回收至反应器内部。该气固分离设备优选地具有一级或多级气固分离器，每级气固分离器具有一个分离主体和一个连接于分离主体下部的回落管。

多级气固分离器之间以串联的方式连接。

第一级气固分离器的回落管一直向下延伸至所述固体颗粒密相区内。优选地，所述的第一级气固分离器的回落管的末端设置有防回逸机构，例如，设置有下料双锥，从而保证由分离器分离并搜集回落的固体颗粒可以顺利地回落至固体颗粒密相区内，而相应空间中的气体和催化剂不会倒逸至回落管内。

优选地，设置有第二级(或更多的)气固分离器，其与第一级气固分离器的气体输出端相连，这样即使从第一级气固分离器分离出来的气体仍含有少量固体颗粒的话，可进一步通过第二级气固分离器的分离主体进行分离，最终分离的气体(最后一级气固分离器所分离出来的气体)通过产品气出口输出，而进一步分离出来的少量固体颗粒则通过第二级气固分离器的回落管回落。由于此时分离出来的固体颗粒含量已经非常少，如果将回落管延伸至固体颗粒密相区时，催化剂无法顺利回落，甚至有倒逸的可能性，因此，该二级气固分离器的回落管向下延伸使其出口位于固体颗粒稀相区内，优选地，延伸至挡气除尘器上方，出口处于挡气除尘器上方的固体颗粒稀相区内。优选地，二级气固分离器的回落管的末端设置有阀，例如下料阀、下料翼阀，优选重力阀，当管内储存的固体颗粒达到一定量之后，阀打开使固体颗粒落下，其余时间，阀门关闭。由于二级气固分离器的回落管末端阀打开时，固体颗粒主要集中落于挡气除尘器的一小部分区域，由于重力的作用，且挡气除尘器在一定程度上还起到挡风作用，固体颗粒进一步回落至固体颗粒密相区内，从而有效维持壳体内上部空间为固体颗粒稀相区。

所述的气固分离器可以设有一组或多组。每组之间以并联的形式存在，可以均匀地分布于反应器壳体内部。

优选地，可采用旋风分离器作为气固分离器。

优选地，于壳体的合适位置设置固体颗粒入口和出口，例如在壳体底部设置固体颗粒出口，在壳体侧壁对应于固体颗粒密相区、或对应于任一固体颗粒稀相区(优选挡气除尘器上方)的位置设置固体颗粒入口。

由于甲烷化为强放热反应，优选在固体颗粒密相区的至少一部分空间内设置有换热装置6。换热装置可以采用现有的放热反应换热装置。例如，换热装置由多组换热管并联组成，换热装置的下部与水入口总管相连，换热装置的上部与蒸汽出口总管相连。管内为液体；当管外发生反应时，放出大量的热量，热量通过管壁被管内液体吸收后汽化变成蒸汽，蒸汽进入蒸汽出口总管7，再经蒸汽入口18进入汽包17，分离水后的蒸汽经蒸汽压力调节阀15控制压力后，送出系统；汽包17中的液体经底部的水出口19靠位差自动流入水入口总管4，再经水入口总管4进入各组换热管内，如此水汽形成自然循环。当进行甲烷化反应运行时，通过蒸汽压力调节阀15控制汽包17内的蒸汽压力恒定为10.0Mpa，即水沸腾汽化温度恒定为310℃，相对应的管外催化剂床层反应温度则可控制在略高于管内水沸腾汽化温度，若保持50℃左右的传热温差，即可控制反应温度为350～400℃。

作为一种优选的实施方案，由于流化床反应器直径较大，催化剂床层中的换热管优选分组布置，采用多组并联的形式，以确保催化剂床层中温度分布均匀；同时换热管采用U型管结构形式，以利于管内水汽靠位差形成自然循环；正常运行时，反应器内催化剂床层同平面温差小于5℃，整个密相区温差小于5℃。

利用液体的相变将大量的反应热移走，以保持温度恒定不变；由于水的汽化潜热很大，约为430Kcal/Kg，只要布置足够数量的换热管，即可将大量的反应热全部移走，维持催化剂床层温度不变。

作为一种优选的实施方案，通过蒸汽压力调节阀15控制水的汽化压力来控制相应的汽化温度；因甲烷化反应为可逆放热反应，温度低有利于向生成甲烷的方向进行，因此反应温度应选择催化剂允许的底端温度；控制蒸汽压力为10.0Mpa，汽化温度相应为310℃，即可控制反应温度为350～400℃；由于水汽形成自然循环系统，只要压力恒定不变，温度也会恒定不变，催化剂床层就不会超温。

本发明通过上述挡气除尘器及多组(例如6组)两级气固分离器的设置，作为甲烷化反应装置时，对于粒度大于200目的催化剂颗粒，其分离效率可以达到99.9％；对于粒度在200～500目的催化剂颗粒，其分离效率可以达到99.0％。对于每1万立方米天然气的催化剂消耗小于0.2Kg，一套年生产能力为16亿立方米天然气的流化床甲烷化反应器装置，其催化剂的年消耗量约为32吨，远低于现有高温甲烷化工艺的催化剂消耗。

本发明流化床甲烷化反应器具有以下优点：

1.催化剂的消耗量大大减少。对比现有技术的设备，本发明反应器运行时催化剂的消耗量仅相当于现有技术的1/20。催化剂使用寿命长。采用流化床甲烷化反应器，甲烷化反应在低温(350～400℃)恒温(温差小于5℃)下进行，催化剂处于低温状态，不易老化，表面不易积炭，使用寿命长。

2.设备投资小。因甲烷化反应为可逆放热反应，反应温度低，有利于向生成物的方向移动，采用流化床甲烷化反应器，一台反应器就能将反应进行完全，生产出合格的天然气，设备台数少；同时由于反应温度在400℃以下，甲烷化反应器用16MnR材质制作即可，设备投资小；而现有的高温甲烷化装置需要采用多台(一般为3～5台)反应器串联的方式才能满足要求；同时由于反应温度高，尤其是第一甲烷化反应器温度为600～700℃，需要使用耐高温的材料制作，设备造价高。

3.能耗低。因甲烷化反应为强放热反应，采用流化床甲烷化反应器，在催化剂床层密相区内设置一定数量的换热管，利用液体的相变将大量的反应热移走，以保持催化剂床层温度恒定不变，气体不需要循环，电耗低；而现有的高温甲烷化装置必须采用大量(约为新鲜气量的5倍)气体循环的方式以降低反应器进口气体中CO及CO₂含量，从而控制催化剂床层温度，电耗高。

4.设备设计制造简易可靠。采用流化床甲烷化反应器，其催化剂床层中的催化剂处于流化状态，换热管外侧传热系数较大，同时换热管内侧为液体相变传热，传热系数也较大，故总传热系数较大(约为固定床总传热系数的3～5倍)，只需布置一定密度的换热管，就能将甲烷化反应热全部移出；而现有的固定床甲烷化反应器，由于其总传热系数小，必须布置密度非常大的换热管，才能满足换热要求，其设备设计制造难度大，且催化剂装卸困难。

5.操作容易，安全性好。只需要控制蒸汽压力，即可控制反应温度，不会发生催化剂床层超温现象，安全性好；而现有的高温甲烷化装置中催化剂床层为绝热反应，很容易发生超温事故，安全可靠性较差；现有的低温固定床甲烷化反应器，即使在催化剂床层中布置有足够密度的换热管，也存在气体偏流的情况，造成催化剂床层温度分布不均匀，容易引起局部超温的现象发生，导致催化剂局部过热，影响催化剂的使用寿命，严重时可导致设备损坏并造成安全事故。

附图说明

图1为本发明反应器的结构示意图；

图2为本发明反应器的气体分配器的一次气体分布器的横截面图；

图3为本发明的一次气体分布器的喷嘴的放大示意图；

图4A显示了挡气除尘器一种优选方案的横截面图；

图4B显示了图4A的除尘器的某部分局部当大图；

图4C显示了挡气除尘器的爪状交叉结构示意图，即图4B中AA部分的剖视图；

图5为多组气固分离器在反应器中的横截面分布示意图。

1-原料气进口            2-气体分配器

21-一次气体分布器       22-二次气体分布器

3-固体颗粒出口          4-水入口总管

5-壳体                  6-换热装置

7-蒸汽出口总管          8-固体颗粒入口

9-防回逸机构            10-挡气除尘器

11-阀                   12-气固分离器

121-分离主体            122-回落管

14-产品气出口           15-蒸汽压力调节阀

16-蒸汽出口             17-汽包

18-蒸汽入口             19-水出口

20-水入口               21-补水阀

13-中心管道             131-分支管

132-环形管              133-喷嘴

具体实施方式

以下具体实施方式是对本发明技术方案的进一步阐释，而非限制。

实施例1

如图1所示，所述流化床反应器包括上下两端均为封头的立式圆筒壳体5，所述圆筒壳体5下封头设有原料气进口1，壳体5上封头装有产品气出口14，壳体内部空间的靠近底部处设有气体分配器2，气体分配器2包括一次气体分布器21和二次气体分布器22，一次气体分布器21包括多个分布于基本同一水平面的喷嘴；所述二次气体分布器22为具有多个开孔的板，位于所述一次气体分布器21上方。气体分配器2所在的平面基本上与反应器的纵轴垂直。

一次气体分布器21与原料气进口1直接通过管道连通。从原料气进口输入的气体通过一次气体分布器21的多个喷嘴均匀分布于平面的各个位点上。喷嘴的开口朝下。

在壳体5内部，与气体分配器2间隔一定距离的上方，设置有用于阻隔固体颗粒的挡气除尘器10，该挡气除尘器10具有两层板，每层板具有相互交错的孔。当反应气体连同固体颗粒经过该挡气除尘器10时，气体可继续扩散至挡气除尘器10上方的空间，而固体颗粒受到较大的阻力从而大部分被阻挡在挡气除尘器10下方的空间，从而，挡气除尘器下方直至气体分配器2上方的空间形成反应器中的固体颗粒密相区，而挡气除尘器的上方空间形成一个处于反应器上部的固体颗粒稀相区。

在固体颗粒稀相区内，设有气固分离设备12。该气固分离设备12由两级气固分离器串联而成，每级气固分离器具有一个分离主体121和一个连接于分离主体下部的回落管122。第一级气固分离器的回落管122一直向下延伸至所述固体颗粒密相区内。回落管122的末端设置有下料双锥；第二级气固分离器的回落管122向下延伸使其出口位于挡气除尘器10上方的固体颗粒稀相区内，二级气固分离器的回落管122的末端设置有下料翼阀。

气固分离设备12可以设有六组。

在壳体底部设置固体颗粒出口3，在壳体侧壁对应于除尘器10上方的固体颗粒密相区设置有固体颗粒入口8。

实施例2

如图2所示。一次气体分布器21包括多个分布于同一平面的环形管132，环形管通过径向的分支管131相连通，各径向的分支管131汇总于中心管道13，中心管道13即为连通原料气进口与一次气体分布器的管道。喷嘴133连接于环形管132上，均与地分布。

图3显示了喷嘴的放大图。喷嘴133连接于环形管132，喷嘴133开口朝下；优选地，所述喷嘴包括喷孔(仅显示于左侧喷嘴，未显示于右侧喷嘴)和位于喷孔外部的延伸的管道，呈一定角度(例如约30°)朝向反应器底部，相邻的喷嘴133之间的管道壁以相反方向呈角度分布。

实施例3

优选的挡气除尘器10包括两层结构。图4A显示了单层结构的一种优选方案的示意图，在同一平面中，由中部和两侧的不同方向排列的凸起构成。图4B显示了凸起排列的放大图。每个凸起实际上是爪状交叉结构，如图4C所示。

上下两层结构的排列方向呈90°交错(图中未显示)。

实施例4

在该实施例中，将本发明反应器作为流化床甲烷化反应器。

设备主体如实施例1，圆筒壳体5下部装有催化剂，固体颗粒密相区内装有换热装置6，换热装置6由多组换热管并联组成，换热装置6的下部与水入口总管4相连，换热装置6的上部与蒸汽出口总管7相连；蒸汽出口总管7与汽包17的蒸汽入口18相通，汽包17底部的水出口19与水入口总管4相通，汽包17的蒸汽出口16装有蒸汽压力调节阀15，汽包17上装有水入口20及补水阀21。

气体在所述流化床甲烷化反应器流程是：预热至300℃的原料气经原料气进口1进入一次气体分布器21，经一次气体分布器21的喷嘴均匀分布后进入二次气体分布器22，经二次气体分布器22的多孔板均匀分布后进入催化剂床层，将催化剂流化，进行甲烷化反应；反应后的气体经圆筒壳体5中部的挡气除尘器10分离大部分催化剂后，进入圆筒壳体5顶部的气固分离设备12，经一级旋风分离器分离催化剂后进入二级旋风分离器，经二级旋风分离器分离催化剂后，从圆筒壳体5上封头的产品气出口14输出，可进一步进入冷却系统。

催化剂在所述流化床甲烷化反应器流程是：反应器流化前，催化剂处于静止状态，其中反应器的底部全部充满催化剂；当反应器处于流化状态时，二次气体分布器22下方的催化剂被吹至多孔板上方；此时，二次气体分布器22下方的区域维持稀相区状态；在挡气除尘器10下方的催化剂为密相区，该催化剂处于流化状态；经过挡气除尘器10分离大部分催化剂后，少量催化剂随气体进入一级旋风分离器，经一级旋风分离器分离下来的催化剂沿回落管流至防回逸机构9(下料双锥)，经下料双锥流出返回催化剂密相区；一级旋风分离器分离后的气体，还含有少量的催化剂，进入二级旋风分离器，经二级旋风分离器分离下来的催化剂沿回落管流至阀11(下料翼阀)，经下料翼阀流出返回催化剂稀相区。

水汽在所述流化床甲烷化反应器流程是：给水经补水阀21控制由水入口20加入汽包17，与汽包17内水混合后，通过水出口19进入水入口总管4，均匀流入换热装置6内，换热装置6由多组换热管并联组成，管内为液体；当管外发生甲烷化反应时，放出大量的热量，热量通过管壁被管内液体吸收后汽化变成蒸汽，蒸汽进入蒸汽出口总管7，再经蒸汽入口18进入汽包17，分离水后的蒸汽经蒸汽压力调节阀15控制压力后，由蒸汽出口16送出系统；分离下来的水与补水在汽包17内混合后靠位差形成自然循环。

Claims (10)

1.一种甲烷化流化床反应器，包括壳体(5)、位于壳体(5)底部的原料气进口(1)、位于壳体(5)内底部空间的气体分配器(2)、位于壳体(5)上的产品气出口(14)，其特征在于，所述气体分配器(2)包括一次气体分布器(21)和二次气体分布器(22)，所述一次气体分布器(21)包括多个分布于基本同一水平面的喷嘴；所述二次气体分布器(22)为具有多个开孔的板，位于所述一次气体分布器(21)上方。

2.如权利要求1所述的甲烷化流化床反应器，其特征在于所述的一次气体分布器(21)与原料气进口(1)连通；优选通过管道连通。

3.如权利要求1所述的甲烷化流化床反应器，其特征在于所述喷嘴开口向下；优选地，所述喷嘴包括喷孔和位于喷孔外部的延伸的管道，呈一定角度朝向反应器底部。

4.如权利要求3所述的甲烷化流化床反应器，其特征在于，当反应器运行时，所述气体分配器(2)下方空间形成底部固体颗粒稀相区。

5.如权利要求3所述的甲烷化流化床反应器，其特征在于，所述的气体分配器(2)上方设置有挡气除尘器(10)，用于分隔反应器内的固体颗粒，将壳体(5)内部分隔为挡气除尘器(10)上方的固体颗粒稀相区，以及位于挡气除尘器(10)和气体分配器(2)之间的固体颗粒密相区。

6.如权利要求5所述的甲烷化流化床反应器，其特征在于所述的挡气除尘器(10)选自具有多个开孔的板、或者网状、筛状部件；优选为具有两件或以上的呈相互上下分布的具有多个开孔的板、或者网状、筛状部件；优选地，所述的挡气除尘器为由多个爪状交叉结构构成的筛状部件。

7.如权利要求3所述的甲烷化流化床反应器，其特征在于所述的反应器内部还设有气固分离设备(12)；优选地，所述气固分离设备(12)具有一级、或相互串联的两级或多级气固分离器，每级气固分离器具有一个分离主体(121)和一个连接于分离主体下部的回落管(122)。

8.如权利要求7所述的甲烷化流化床反应器，其特征在于第一级气固分离器的回落管一直向下延伸至所述固体颗粒密相区内；优选地，所述第一级气固分离器的回落管末端设有防回逸机构(9)。

9.如权利要求7所述的甲烷化流化床反应器，其特征在于，当气固分离设备(12)具有两级或多级气固分离器时，第二级或第二级以上的气固分离器的回落管(122)向下延伸使其末端位于固体颗粒稀相区内；优选地，延伸至挡气除尘器上方；更优选的，所述第二级或第二级以上的气固分离器的回落管(122)的末端设有阀(11)；进一步优选地，所述的阀(11)为下料翼阀。

10.如权利要求5所述的甲烷化流化床反应器，其特征在于在所述的固体颗粒密相区的至少一部分空间内设有换热装置(6)；优选地，在所述壳体(5)上还设有固体颗粒入口和出口；优选地，在壳体(5)底部设置固体颗粒出口，在壳体(5)侧壁对应于固体颗粒密相区、或对应于任一固体颗粒稀相区的位置设置固体颗粒入口。