CN106565395B - 一种甲烷化工艺 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及到一种甲烷化工艺，其特征在于将物料送至1#甲烷反应器进行一次甲烷化反应，得到的一次反应产物补入第二股原料气后依次送至2#甲烷反应器进行二次甲烷化反应和3#甲烷反应器进行三次甲烷化反应；对三次甲烷化反应产物进行第一回气液分离，得到的气相送至4#甲烷反应器进行四次甲烷化反应，对得到的四次甲烷化反应产物回收热量后再次进行第二回气液分离，分离出液相后得到天然气。本发明能有效控制各甲烷反应器内的反应温度，彻底避免了反应超温，同时降低了设备投资，减小了占地面积，提高了能量回收率，简化了工艺流程和系统控制，节能降耗效果好，经济效益好。

Description

一种甲烷化工艺
技术领域
本发明涉及到化工工艺及设备，具体指一种甲烷化工艺。
背景技术
目前，在已实现商业运行或实现长周期中试运行的合成气制甲烷工艺主要有三种：鲁奇甲烷化技术、托普索甲烷化技术(TREMPTM)、戴维甲烷化技术(CRG)。三种技术都将流程分为主甲烷化和精甲烷化两部分，为了控制主甲烷化反应超温，均设置了循环气压缩机，通过循环回路将反应后的合成气返回至入口降低原料气中CO的浓度从而达到控制反应温度的目的。循环压缩机的设置増加了装置的能耗、占地以及操作成本；温控调节措施复杂，多台设备处于高温高压等极端工况下运行，工况及原料组成的波动极易引起反应超温。
发明内容
本发明所要解决的技术问题是针对现有技术的现状提供一种不使用循环压缩机且能准确控制反应温度的甲烷化工艺，从而达到节约投资和占地面积、降低能耗、设备长周期稳定运行的目的。
本发明解决上述技术问题所采用的技术方案为：该甲烷化工艺，其特征在于将物料送至1#甲烷反应器进行一次甲烷化反应，得到的一次反应产物补入第二股原料气后依次送至2#甲烷反应器进行二次甲烷化反应和3#甲烷反应器进行三次甲烷化反应；
对三次甲烷化反应产物进行第一回气液分离，得到的气相送至4#甲烷反应器进行四次甲烷化反应，对得到的四次甲烷化反应产物回收热量后再次进行第二回气液分离，分离出液相后得到天然气；
所述物料包括第一股原料气和水蒸汽；所述第一股原料气和第二股原料气的组成相同，均包括CO2、CO和H2；
1#甲烷反应器入口物料中各组分的配比(H2O+CO2)/(CO+H2)＝0.7～1.3；
控制第一股原料气与入口原料气的体积比为0.2～1:1；
控制所述1#甲烷反应器和2#甲烷反应器的入口反应温度为250～320℃，出口温度为500～700℃；
所述3#甲烷反应器和4#甲烷反应器的入口温度为240～280℃，出口温度为250～450℃。
优选原料气换热后分为所述第一股原料气和所述第二股原料气，所述第一股原料气进入饱和热水塔T1，向第一股原料气中补充水蒸汽，得到所述物料。
作为改进，所述第一回气液分离包括串接的第一气液分离器D1和第二气液分离器D2，所述第一气液分离器D1和第二气液分离器D2之间串接有至少一级换热器。
与现有技术相比，本发明所提供的甲烷化工艺不使用循环压缩机，能有效控制各甲烷反应器内的反应温度，彻底避免了反应超温，同时降低了设备投资，减小了占地面积，提高了能量回收率，简化了工艺流程和系统控制，节能降耗效果好，经济效益好。
附图说明
图1为本发明实施例示意图。
具体实施方式
以下结合附图实施例对本发明作进一步详细描述。
如图1所示，该甲烷化工艺方法如下：
该脱硫后的新鲜原料气温度为30℃，压力3.17MpaG，CO的含量为17.14％，H2含量56.87％，CO2含量25.55％，流量30648kmol/h；依次进入第九换热器E9和第六换热器E6换热至255℃后分成两股，即体积比为65:35的第一股原料气和第二股原料气。
其中第一股原料气进入饱和热水塔底部，对第一股原料气进行增湿补汽；饱和热水塔顶出来的物料中(H2O+CO2)/(CO+H2)＝1.12(体积比)。
部分饱和热水塔的塔釜液由1#泵P1抽出，与来自第一气液分离器D1的高温工艺凝液混合后进入第八换热器换热至230℃后从塔顶返回饱和热水塔。
饱和増湿后的物料经第三换热器E3换热至300℃后送入1#甲烷反应器R1，1#甲烷反应器R1出口得到温度为650℃的一次反应产物。
一次反应产物依次进入第一换热器E1、第二换热器E2和第三换热器E3换热后，与第二股原料气混合并进入第四换热器E4换热至310℃后进入2#甲烷化反应器进行第二次甲烷化反应，2#甲烷反应器R2出口得到温度为590℃的二次反应产物。
二次反应产物依次进入第五换热器E5和第六换热器E6回收热量，换热至250℃后送至3#甲烷反应器R3进入第三次甲烷化反应，得到温度为400℃的三次反应产物送至第四换热器换热后分为两股；第一股和第二股的体积比为78:22。
其中第二股进入第七换热器E7加热超高压锅炉水、第一股进入第八换热器E8加热工艺凝液，回收热量后降温至160℃，一起进入第一气液分离器D1进行气液分离；分离得到的凝液经由2#泵抽出，与饱和热水塔的塔釜液并流后进入第八换热器E8；分离得到的气相依次进入第九换热器E9、第十换热器E10和第十一换热器E11换热后，进入第二气液分离器D2；
分离出的气相进入第十二换热器E12换热至250℃后进入第四甲烷反应器R4进行第四次甲烷化反应，得到的四次反应产物进入第十二换热器换热E12与气相换热后送出，经由第十三换热器E13回收热量后进入第三气液分离器D3分离出液相，得到天然气。
将现有技术与上述实施例的主要参数进行对比，结果见表1所示。
表1
项目 循环甲烷化 实施例 折能系数 能耗差(超高压蒸汽t/h)
超高压蒸汽t/h 393 391 3852MJ -2
循环水t/h 1200 3500 4.19MJ -2.5
电kw 3500 647 10.89MJ 8
合计 3.5
由表1可以看出，与现有的循环甲烷化技术相比针，实施例采用的饱和热水塔非循环甲烷换工艺可节省能耗相当于3.5t/h的超高压蒸汽。实施案例中取消了循环压缩机，降低了设备投资，提高了能量回收率；合成气串级依次通过甲烷化反应器，简化了流程和系统控制，实现更好的经济效益。

Claims (1)

1.一种甲烷化工艺，其特征在于：
脱硫后的新鲜原料气温度为30℃，压力3.17MPaG，CO的含量为17.14％，H2含量56.87％，CO2含量25.55％，流量30648kmol/h；依次进入第九换热器E9和第六换热器E6换热至255℃后分成两股，即体积比为65:35的第一股原料气和第二股原料气；
其中第一股原料气进入饱和热水塔底部，对第一股原料气进行增湿补汽；饱和热水塔顶出来的物料中体积比为(H2O+CO2)/(CO+H2)＝1.12；
部分饱和热水塔的塔釜液由1#泵P1抽出，与来自第一气液分离器D1的高温工艺凝液混合后进入第八换热器换热至230℃后从塔顶返回饱和热水塔；
饱和増湿后的物料经第三换热器E3换热至300℃后送入1#甲烷反应器R1，1#甲烷反应器R1出口得到温度为650℃的一次反应产物；
一次反应产物依次进入第一换热器E1、第二换热器E2和第三换热器E3换热后，与第二股原料气混合并进入第四换热器E4换热至310℃后进入2#甲烷化反应器进行第二次甲烷化反应，2#甲烷反应器R2出口得到温度为590℃的二次反应产物；
二次反应产物依次进入第五换热器E5和第六换热器E6回收热量，换热至250℃后送至3#甲烷反应器R3进入第三次甲烷化反应，得到温度为400℃的三次反应产物送至第四换热器换热后分为两股；第一股和第二股的体积比为78:22；
其中第二股进入第七换热器E7加热超高压锅炉水、第一股进入第八换热器E8加热工艺凝液，回收热量后降温至160℃，一起进入第一气液分离器D1进行气液分离；分离得到的凝液经由2#泵抽出，与饱和热水塔的塔釜液并流后进入第八换热器E8；分离得到的气相依次进入第九换热器E9、第十换热器E10和第十一换热器E11换热后，进入第二气液分离器D2；
分离出的气相进入第十二换热器E12换热至250℃后进入第四甲烷反应器R4进行第四次甲烷化反应，得到的四次反应产物进入第十二换热器换热E12与气相换热后送出，经由第十三换热器E13回收热量后进入第三气液分离器D3分离出液相，得到天然气。
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