CN110240963B

CN110240963B - 一种甲烷法制氯甲烷中原料气与反应循环气的耦合净化方法

Info

Publication number: CN110240963B
Application number: CN201910546493.1A
Authority: CN
Inventors: 汪兰海; 陈运; 唐金财; 钟娅玲; 钟雨明; 蔡跃明
Original assignee: Zhejiang Tiancai Yunji Technology Co ltd
Current assignee: Zhejiang Tiancai Yunji Technology Co ltd
Priority date: 2019-06-24
Filing date: 2019-06-24
Publication date: 2021-04-16
Anticipated expiration: 2039-06-24
Also published as: CN110240963A

Abstract

本发明公开了一种甲烷法制氯甲烷中原料气与反应循环气的耦合净化方法，包括如下步骤：（1）天然气作为原料气；（2）原料气经压缩1加压热交换后进入变压吸附（PSA）1的脱烃脱碳吸附工序~PSA1，吸附压力为0.3~1.0MPa、吸附温度为10~60℃，并流出半产品气；（3）半产品气直接进入干燥工序，流出满足甲烷法制备氯甲烷反应所需的甲烷产品气，经调压换热至反应所需的压力及温度后进入反应区进行反应；（4）反应区生成反应回收气进入变压吸附（PSA）2的脱氮吸附工序~PSA2，连续稳定流出脱氮后的反应循环气，与来自脱烃脱碳的PSA1半产品气混合进入干燥工序进行脱水，使得反应循环气中的甲烷得到充分利用。

Description

一种甲烷法制氯甲烷中原料气与反应循环气的耦合净化方法

技术领域

本发明涉及精细化工甲烷法制备氯甲烷系列产品过程中的天然气脱烃干燥净化与反应气回收利用的领域，更具体的是涉及一种甲烷法制氯甲烷中原料气与反应循环气的耦合净化方法。

背景技术

氯甲烷（CMS）是一种应用广泛的基础化工原料及产品，包括一氯甲烷、二氯甲烷、三氯甲烷和四氯甲烷，主要用于有机硅、甲基纤维素、四甲基铅、除草剂、丁基橡胶、有机溶剂、有机合成材料及制冷剂等生产，其生产工艺主要有甲醇法与甲烷法。而采用甲烷法主要是以天然气为原料，在一定条件下，与氯气反应生成CMS。

甲烷法制备CMS中有两个非常关切的问题，第一，原料气的净化。以天然气作为原料气，必须进行脱烃脱碳脱水等净化，尤其是对乙烷及碳二以上的烃类组分（C2+）的深度脱烃要求非常高，这是由于微量的乙烷及丙烷丁烷等C2+杂质组分含量超标，就会导致氯化过程的副反应增多，进而含氯的高沸物含量增加，使得CMS精馏过程中的堵塔及含水量增加，同时，氯化反应本身的操作参数（温度、压力与氯比）控制不够稳定。经验上，一般要求将天然气中的C2+杂质组分的含量控制在100ppm以内为好；第二，反应热的移出。由于氯化或氧氯（通入空气）化反应产生较大的反应热，需要从加入过量原料气（甲烷）得到的反应循环气作为稀释剂，以便及时能移出反应热，避免氯化或氧氯化反应参数失控而发生诸如飞温等导致爆炸泄漏等致命的安全隐患。但是，反应循环气因其氮气等杂质组分累积及少量含氯的氯甲烷、水、氯化氢等的夹带，必须定期排放，且小部分循环使用时与原料气混合进入天然气净化装置，大大影响脱烃脱碳与脱水的净化效果。

一般对商业天然气（大多是经精脱硫后的）进行脱烃、脱碳及脱水（干燥）为主的净化过程，工业上都有相对成熟的净化方法，包括变压吸附（PSA）脱烃脱碳与变温吸附（TSA）脱水干燥耦合。由于天然气中主要成分包括，甲烷（CH4）含量约88~95%（体积比，以下类同）、乙烷（C2H6）含量一般在0.5~3.5%、碳二以上（C2+）组分含量约0.01~1%、二氧化碳（CO2）约0.1~2.5%、氮气（N2）约0.1~3.0%等，其中，CH4、C2H6、N2之间的相对吸附分离系数比较小，因此，仅采用PSA会出现CH4作为产品的纯度与收率相矛盾的现象相对严重，即，产品CH4的纯度越高，收率就越低，诸如，当CH4产品气中的C2+杂质组分小于100ppm，收率仅为50~60%以下。此外，甲烷法氯化反应后的反应气体中仍然含有浓度较高的CH4循环使用，使得循环过程中向系统内引入含氯化物、水等各种对净化所用的吸附剂有毒害导致天然气净化过程更加复杂，且N2/氩气（Ar）等惰性气体的循环累积量增加，使得CH4产品气净化机理更趋复杂，其纯度与收率呈反比的矛盾也更加突出。加之，天然气原料气中的C2+组分的波动，实际操作中经常会出现CH4产品气中的乙烷或C2+组分含量超标。

从吸附分离机理上讲，天然气的吸附脱烃脱碳与脱水的净化，涉及到脱除极性强的CO2/C2+平衡吸附、CH4/N2体系脱除氮气的动力学吸附、脱水干燥的位阻吸附，以及甲烷乙烷共吸附等。因此，在甲烷法制备氯甲烷中，单独考虑原料气（天然气）净化是不够的，还要与将反应循环气部分回收使用放在一起，才能有效地将复杂的吸附机理耦合在一起，使得各尽所能，避免CH4产品气中的C2+含量超标，且可以更有效地利用反应循环气，避免N2/Ar等杂质组分累积，同时做到“双高”——产品气甲烷的纯度高、收率高。

发明内容

针对前述的甲烷法制备氯甲烷（CMS）生产过程中所导致的天然气原料气中乙烷（C2）及碳二以上（C2+）杂质组分超标、富甲烷的反应循环气利用率过低所带来的一些问题，本发明将以平衡吸附为主的原料气脱烃脱碳的PSA1净化，除了与后续的干燥脱水净化耦合在一起，还要与以动力学吸附为主的反应循环气脱氮的PSA2净化耦合在一起，有效地将复杂的吸附机理耦合在一起，使得各尽所能，避免甲烷产品气中的C2+含量超标，且可以更有效地利用反应循环气，避免N2/Ar等杂质组分累积，同时做到产品气甲烷的高纯度、高收率。

为此，本发明采用的技术方案概述如下：

1.一种甲烷法制氯甲烷中原料气与反应循环气的耦合净化方法，其特征在于，包括如下步骤：

（1）以商用天然气作为采用甲烷法制备氯甲烷过程中的原料气；

（2）原料气经压缩1加压至0.3~1.0MPa、热交换后的温度为10~60℃后进入变压吸附（PSA）1的脱烃脱碳吸附工序~PSA1，吸附压力为0.3~1.0MPa、吸附温度为10~60℃，系统至少为4个或4个以上的吸附塔及相应的管道、调节阀与控制阀所组成，吸附塔内装填的吸附剂为氧化铝、活性炭、硅胶、分子筛中的一种或多种组合，至少1个吸附塔处于吸附状态，吸附完成后经过均压降、逆放、抽空或冲洗、均压升、终充以完成再次吸附前的准备工作，使得系统连续稳定流出半产品气，进入干燥工序。其中，半产品气中的乙烷（C2）及碳二以上，包括丙烷、丁烷与少量烯烃的组分（C2+组分）含量小于100~200ppm，CO2含量小于50~100ppm。吸附与解吸循环操作过程中的系统压力发生变化，而操作温度仍然维系在10~60℃不变。由逆放、抽空或冲洗组成的解吸气，进入一加热器升温至120~180℃，作为干燥工序的再生气体；

（3）来自脱烃脱碳PSA1工序的半产品气，直接进入由二塔或三塔组成的分子筛吸附脱水的干燥工序，其中，一塔吸附脱水，流出满足甲烷法制备氯甲烷反应所需的甲烷产品气，其所含的C2+（含乙烷）组分含量小于100~200ppm，CO2含量小于50~100ppm，水含量为露点小于-70~-45℃，经过调压及换热至甲烷氯化或氧氯化或氢氯化反应所需的压力及温度后进入反应区进行反应，一塔再生，再生气体来自一加热器，再生温度为120~180℃，两塔交替切换保持连续流出甲烷产品气，或，另一塔备用；

（4）来自甲烷氯化或氧氯化或氢氯化反应区生成的不含氯甲烷产品反应气，即，已从反应产物移出氯甲烷的反应气，经过包括碱洗水洗处理后形成富含甲烷的反应回收气，经过压缩2维系或加压至0.3~1.0MPa、热交换后的温度为10~60℃后进入变压吸附（PSA）2的脱氮吸附工序~PSA2，吸附压力为0.3~1.0MPa、吸附温度为10~60℃，系统至少为2个或2个以上的吸附塔及相应的管道、调节阀与控制阀所组成，吸附塔内装填的吸附剂为三氧化二铝、活性炭、硅胶、分子筛中的一种或多种组合，至少1个吸附塔处于吸附状态，吸附完成后经过顺放、逆放、升压、终充以完成再次吸附前的准备工作，使得系统连续稳定流出脱氮后的反应循环气，与来自脱烃脱碳的PSA1半产品气混合进入干燥工序进行脱水，使得反应循环气中的甲烷得到充分利用。吸附与解吸循环操作过程中的系统压力发生变化，而操作温度仍然维系在10~60℃不变。由逆放与抽空或冲洗组成的解吸气，与PSA1工序的解吸气一起进入一加热器升温至120~180℃，作为干燥工序的再生气体。

优选的，步骤（1）中，所述的原料气中需要进一步脱硫脱氧，可增设催化脱硫与脱氧设备。

优选的，步骤（2）中，所述的原料气经压缩1加压至0.3~1.0MPa、热交换后的温度为10~60℃，与步骤（4）中所述的经过包括碱洗水洗处理后形成富含甲烷的反应回收气，经过压缩2维系或加压至0.3~1.0MPa、热交换后的温度为10~60℃，两者之间的压缩1与压缩2可共享或共备，两者之间的热交换设备可共享。

优选的，步骤（2）中，所述的PSA1系统为至少由4个及以上的吸附塔串联或并联或串并联组成的变压吸附，其均压次数至多3次，并通过调节阀与程序控制阀组合进行调节，实现缓均，防止吸附与解吸循环操作中的压力变化过大。冲洗时可采用来自反应循环气或经过干燥脱水后的甲烷产品气为冲洗气。

优选的，步骤（3）中，所述的干燥工序，采用3塔工艺时，一塔始终处于吸附干燥，另外两塔中的一塔进行热吹、一塔进行冷吹，使得干燥过程中的吸附与解吸再生循环操作的升温与降温得以匹配交替完成，保证干燥的连续操作。升温时采用加热器，降温时采用热交换器，其中，加热器或换热器的热量来源部分利用从反应区内的反应热及反应回收气或循环气携带的热量。

优选的，步骤（4）中，所述的PSA2系统为至少由2个及以上的吸附塔串联或并联或串并联组成的变压吸附，其均压次数至多1次，并通过调节阀与程序控制阀组合进行调节以及缓冲中间罐的设置实现缓均，防止吸附与解吸循环操作中的压力变化过大。其中，解吸可带压，一部分作为干燥气，一部分作为燃料气直接进入燃料管网。

优选的，步骤（4）中，所述的PSA2系统设有一旁路，依据来自反应循环气中的N2累积量，事先设定一满足甲烷氯化或氧氯化或氢氯化反应所限定的N2含量，或，小于原料气中N2含量的限值，低于该限值时，打开旁路，反应循环气直接进入干燥工序，超过该限值，关闭旁路，反应循环气进入PSA2系统进行脱氮。

与现有技术相比，本发明提供的技术方案中：

（1）本发明能将天然气净化过程所涉及到的脱除极性强的CO2/C2+平衡吸附、CH4/N2体系脱除氮气的动力学吸附、脱水干燥的位阻吸附以及甲烷乙烷共吸附等复杂的吸附机理耦合在一起，使得各工段各尽所能，既可避免CH4产品气中的C2+含量等杂质组分的超标，又能充分利用反应循环气的同时避免N2等杂质组分在循环利用过程的累积；

（2）本发明可以使得甲烷产品气中的乙烷及C2+含量控制在100ppm以内，同时，甲烷的收率可以达到70~80%以上，实现高纯度、高收率的天然气净化，保证了甲烷法制备氯甲烷系统的稳定安全运行；

（3）本发明可将压缩1与压缩2进行共享共备，同时，加热器加热或换热器的热量来源部分利用从反应区内的反应热及反应循环气携带的热量，使得能量在系统内得到充分的利用，降低设备投资与生产成本；

（4）本发明在干燥脱水中，充分利用了PSA1和PSA2解吸气作为再生气体，可采取三塔操作中的一塔吸附一塔热吹一塔冷吹技术，半产品气与部分反应循环气相继交叉进行预吸附脱水，节省了干燥脱水过程中低温吸附而加热高温解吸再生的循环操作时间，使得操作更容易，在干燥脱水过程中的产品甲烷无损失，甲烷收率更高；

（5）本发明在PSA2系统设有一旁路，依据来自反应循环气中的N2累积量，可事先设定一满足甲烷氯化或氧氯化或氢氯化反应所限定的N2含量，或小于原料气中N2含量的限值，在低于该限值时，自动打开旁路，反应循环气直接进入干燥工序；超过该限值，自动关闭旁路，反应循环气进入PSA2系统进行脱氮，以此充分利用反应循环气。

附图说明

下面结合附图和实施例对本发明作进一步详细的说明。

图1是本发明实施例1流程示意图；

图2是本发明实施例2流程示意图；

图3是本发明实施例4流程示意图；

图4是本发明实施例5流程示意图；

图5是本发明实施例6流程示意图。

具体实施方式

为了本技术领域的人员更好的理解本发明，将以下实施例对本发明作进一步详细描述。

实施例1

一种甲烷法制氯甲烷中原料气与反应循环气的耦合净化方法，包括如下步骤：

（1）以商用天然气作为采用甲烷法制备氯甲烷过程中的原料气，其主要组分为，甲烷（CH4）94.18%（体积比，以下类同），乙烷（C2H6）3.50%，丙烷（C3H8）0.10%，丁烷（含异丁烷）0.21%，碳五碳六烷烃（C5+）0.14%，氮气（N2）1.20%，二氧化碳（CO2）0.67%，水露点-17.8℃，硫化氢0.76mg/m3，氧气（O2）0.1%，原料气压力为50KPa，温度为常温，流量为3,000Nm3/h。

（2）原料气经压缩1加压至0.5MPa、温度为常温（即环境温度20~40℃）进入变压吸附（PSA）1的脱烃脱碳吸附工序~PSA1，吸附压力为0.5MPa、吸附温度为20~40℃，系统由5个吸附塔及相应的管道、调节阀与控制阀所组成，吸附塔内装填的吸附剂为氧化铝、活性炭、硅胶、分子筛多种组合，形成复合床层，其中，1个吸附塔始终处于吸附状态，吸附完成后经过两次均压降、逆放、抽空、两次均压升、终充以完成再次吸附前的准备工作，即，PSA1操作模式为5塔1塔吸附2次均压抽空再生，使得系统连续稳定流出半产品气，进入干燥工序。半产品气中的乙烷（C2）及碳二以上，包括丙烷、丁烷与少量烯烃的组分（C2+组分）含量小于100ppm，CO2含量小于50ppm。吸附与解吸循环操作过程中的系统压力发生变化，而操作温度仍然维系在20~40℃不变。由逆放、抽空组成的解吸气，进入一加热器升温至140~160℃，作为干燥工序的再生气体；

（3）来自脱烃脱碳PSA1工序的半产品气，直接进入由二塔组成的分子筛吸附脱水的干燥工序，其中，一塔吸附脱水，流出满足甲烷法制备氯甲烷反应所需的甲烷产品气，其所含的C2+（含乙烷）组分含量小于100ppm，CO2含量小于50ppm，水含量为露点小于-45℃，经过调压（降压）及换热至甲烷氯化反应所需的压力及温度后进入反应区进行反应，一塔再生，再生气体来自一加热器，再生温度为140~160℃，两塔交替切换保持连续流出甲烷产品气；

（4）来自甲烷氯化反应区生成的不含氯甲烷产品反应气，即，已从反应产物移出氯甲烷的反应气，经过包括碱洗水洗处理后形成富含甲烷的反应回收气，压力为0.2MPa，温度为常温（20~40℃），经过压缩2加压至0.5MPa、温度为20~40℃进入变压吸附（PSA）2的脱氮吸附工序~PSA2，吸附压力为0.5MPa、吸附温度为20~40℃，系统由3个吸附塔及相应的管道、调节阀与控制阀及缓冲中间罐所组成，吸附塔内装填的吸附剂为三氧化二铝、硅胶、分子筛中的多种组合，形成复合床层，其中，1个吸附塔始终处于吸附状态，吸附完成后经过顺放、逆放、升压、终充以完成再次吸附前的准备工作，即，PSA2系统操作模式为3塔1塔吸附1次均压常压解吸再生，使得系统连续稳定流出脱氮后的反应循环气，与来自脱烃脱碳的PSA1半产品气混合进入干燥工序进行脱水，使得反应循环气中的甲烷得到充分利用。吸附与解吸循环操作过程中的系统压力发生变化，而操作温度仍然维系在20~40℃不变。由逆放组成的解吸气，与PSA1工序的解吸气一起进入一加热器升温至140~160℃，作为干燥工序的再生气体。

本案由此得到的甲烷产品气的所含的C2+（含乙烷）组分含量小于100ppm，CO2含量小于50ppm，水含量为露点小于-45℃，总收率大于等于75~80%。

实施例2

基于实施例1，如图2所示，所述的原料气中需要进一步脱硫脱氧，将原料气中的0.76mg/m3硫化氢脱至0.2 mg/m3以下，0.1%氧气（O2）脱至10ppm以下，需在原料气加压后进入PSA1之前，采用加氢转化氧化锌催化中温脱除以硫化氢计的总硫，脱硫反应温度为240~260℃，同时，采用加氢（脱硫时一次性加入）催化脱氧，脱氧反应温度为120~160℃，脱硫与脱氧之间有换热器，脱氧后的原料气进一步换热至常温20~40℃，再进入PSA1与干燥工序。

实施例3

基于实施例1，如图1所示，所述的原料气经压缩1加压至0.5MPa，一台压缩机，与步骤（4）中所述的经过包括碱洗水洗处理后形成富含甲烷的反应回收气，经过由一台压缩机构成的压缩2加压至0.5MPa，两者之间的压缩1与压缩2可共享一台作为备用，整个系统的压缩机为3台，二开一备。

实施例4

基于实施例1，如图3所示，所述的PSA1中，通过时序调整5个吸附塔进出口之间所连接的管道上设置的调节阀与程序控制阀的开关度及开关时间，控制PSA1操作中的压力变化（均压）平缓均匀地进行，本实施例均压次数为2次，调节阀位于程序控制阀前，其中，调节阀根据管道流速或压力变化自动调整，程序控制阀开关度与开关时间由时序设计而定，由此来实现缓均，防止流速或管道中的流体压力变化过大导致均压不稳所造成的对系统包括吸附剂及阀门产生较大的冲刷磨损。

实施例5

基于实施例1，如图4所示，所述的干燥工序，采用3塔工艺时，一塔始终处于吸附干燥，另外两塔中的一塔进行热吹、一塔进行冷吹，使得干燥过程中的吸附与解吸再生循环操作的升温与降温得以匹配交替完成，保证干燥的连续操作。升温时采用加热器，降温时采用热交换器，其中，加热器或换热器的热量来源部分利用从反应区内的反应热及反应回收气及循环气携带的热量。

实施例6

基于实施例1，如图5所示，所述的PSA2系统设有一旁路，依据来自反应循环气中的N2累积量，事先设定一满足甲烷氯化反应所限定的N2含量，本案设定为2.5%，在进行实施例1后的一段操作时间内，本案为运行初期数天内，反应循环气中的N2含量小于该限值，此时打开旁路，反应循环气直接进入干燥工序；超过该限值，关闭旁路，反应循环气进入PSA2系统进行脱氮。

以上所述，仅为本发明的较佳实施例，并不用以限制本发明，本发明的专利保护范围以权利要求书为准，凡是运用本发明的说明书内容所作的等同结构变化，同理均应包含在本发明的保护范围内。

Claims

（2）原料气经压缩1加压至0.3~1.0MPa、热交换后的温度为10~60℃后进入脱烃脱碳吸附工序~PSA1，吸附压力为0.3~1.0MPa、吸附温度为10~60℃，系统至少为4个或4个以上的吸附塔及相应的管道、调节阀与控制阀所组成，吸附塔内装填的吸附剂为氧化铝、活性炭、硅胶、分子筛中的一种或多种组合，至少1个吸附塔处于吸附状态，吸附完成后经过均压降、逆放、抽空或冲洗、均压升、终充以完成再次吸附前的准备工作，使得系统连续稳定流出半产品气，进入干燥工序；其中，半产品气中的碳二及碳二以上组分（C₂ ⁺），包括乙烷、丙烷、丁烷与少量烯烃，含量小于100~200ppm，CO₂含量小于50~100ppm，吸附与解吸循环操作过程中的系统压力发生变化，而操作温度仍然维系在10~60℃不变；由逆放、抽空或冲洗组成的解吸气，进入一加热器升温至120~180℃，作为干燥工序的再生气体；

（3）来自脱烃脱碳PSA1工序的半产品气，直接进入由二塔或三塔组成的分子筛吸附脱水的干燥工序，其中，一塔吸附脱水，流出满足甲烷法制备氯甲烷反应所需的甲烷产品气，其所含的C₂ ⁺组分含量小于100~200ppm，CO₂含量小于50~100ppm，水含量为露点小于-45℃，经过调压及换热至甲烷氯化或氧氯化或氢氯化反应所需的压力及温度后进入反应区进行反应，一塔再生，再生气体来自一加热器，再生温度为120~180℃，两塔交替切换保持连续流出甲烷产品气，或，另一塔备用；

（4）来自甲烷氯化或氧氯化或氢氯化反应区生成的不含氯甲烷产品反应气，即，已从反应产物移出氯甲烷的反应气，经过包括碱洗水洗处理后形成富含甲烷的反应回收气，经过压缩2维系或加压至0.3~1.0MPa、热交换后的温度为10~60℃后进入脱氮吸附工序~PSA2，吸附压力为0.3~1.0MPa、吸附温度为10~60℃，系统至少为2个或2个以上的吸附塔及相应的管道、调节阀与控制阀所组成，吸附塔内装填的吸附剂为三氧化二铝、活性炭、硅胶、分子筛中的一种或多种组合，至少1个吸附塔处于吸附状态，吸附完成后经过顺放、逆放、升压、终充以完成再次吸附前的准备工作，使得系统连续稳定流出脱氮后的反应循环气，与来自脱烃脱碳的PSA1半产品气混合进入干燥工序进行脱水，使得反应循环气中的甲烷得到充分利用，吸附与解吸循环操作过程中的系统压力发生变化，而操作温度仍然维系在10~60℃不变，由逆放与抽空或冲洗组成的解吸气，与PSA1工序的解吸气一起进入一加热器升温至120~180℃，作为干燥工序的再生气体。

2.根据权利要求1所述的一种甲烷法制氯甲烷中原料气与反应循环气的耦合净化方法，其

特征在于，步骤（1）中所述的原料气中需要进一步脱硫脱氧，可增设催化脱硫与脱氧设备。

3.根据权利要求1所述的一种甲烷法制氯甲烷中原料气与反应循环气的耦合净化方法，其特征在于，步骤（2）中所述的原料气经压缩1加压至0.3~1.0MPa、热交换后的温度为10~60℃，与步骤（4）中所述的经过包括碱洗水洗处理后形成富含甲烷的反应回收气，经过压缩2维系或加压至0.3~1.0MPa、热交换后的温度为10~60℃，两者之间的压缩1与压缩2可共享或共备，两者之间的热交换设备可共享。

4.根据权利要求1所述的一种甲烷法制氯甲烷中原料气与反应循环气的耦合净化方法，其特征在于，步骤（2）中，所述的PSA1系统为至少由4个及以上的吸附塔串联或并联或串并联组成的变压吸附，其均压次数至多3次，并通过调节阀与程序控制阀组合进行调节，实现缓均，防止吸附与解吸循环操作中的压力变化过大，冲洗时可采用来自反应循环气或经过干燥脱水后的甲烷产品气为冲洗气。

5.根据权利要求1所述的一种甲烷法制氯甲烷中原料气与反应循环气的耦合净化方法，其特征在于，步骤（3）中，所述的干燥工序，采用3塔工艺时，一塔始终处于吸附干燥，另外两塔中的一塔进行热吹、一塔进行冷吹，使得干燥过程中的吸附与解吸再生循环操作的升温与降温得以匹配交替完成，保证干燥的连续操作，升温时采用加热器，降温时采用热交换器，其中，加热器或换热器的热量来源部分利用从反应区内的反应热及反应回收气或循环气携带的热量。

6.根据权利要求1所述的一种甲烷法制氯甲烷中原料气与反应循环气的耦合净化方法，其特征在于，步骤（4）中，所述的PSA2系统为至少由2个及以上的吸附塔串联或并联或串并联组成的变压吸附，其均压次数至多1次，并通过调节阀与程序控制阀组合进行调节以及缓冲中间罐的设置实现缓均，防止吸附与解吸循环操作中的压力变化过大，其中，解吸可带压，一部分作为干燥气，一部分作为燃料气直接进入燃料管网。

7.根据权利要求1所述的一种甲烷法制氯甲烷中原料气与反应循环气的耦合净化方法，其特征在于，步骤（4）中，所述的PSA2系统设有一旁路，依据来自反应循环气中的N2累积量，事先设定一满足甲烷氯化或氧氯化或氢氯化反应所限定的N2含量，或，小于原料气中N2含量的限值，低于该限值时，打开旁路，反应循环气直接进入干燥工序，超过该限值，关闭旁路，反应循环气进入PSA2系统进行脱氮。