CN113443604A - 一种沼气制合成气、氢气工艺 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种沼气制合成气、氢气工艺，本发明在依托电加热式转换炉的基础上，将PSA装置分离的0.05MpaG甲烷直接返回沼气压缩机入口，回收解析气中的有效气，沼气中的甲烷利用率可达98％以上；转化炉进口原料气预热采用电加热器，可灵活调节转化炉进口原料气温度；转化炉出口高温转化气用于产中压蒸汽、过热中压蒸汽，装置自产中压过热蒸汽全部用于配汽，调节转化炉进口水汽比，不需要消耗外来蒸汽，降低了能耗、提高了能源利用率；本发明的转化炉采用电加热方式提供反应所需的热量，与传统的明火加热炉相比，不需要消耗燃料气，不需要排放烟气，保护了环境，不需要烧嘴和复杂的烟气余热回收系统以及烟囱，有效降低了装置投资和占地。

Description

一种沼气制合成气、氢气工艺
技术领域
本发明涉及一种沼气制合成气、氢气工艺。
背景技术
沼气是有机物质如秸秆、杂草、人畜粪便、垃圾、污泥、工业有机废水等在厌氧条件下，经过微生物的发酵作用而生成的一种可燃气体。沼气是一种可燃性混合气体，主要成分是CH4(约为50％～80％)和CO2(约为20％～40％)，还含有少量的H2S、H2及N2，其特性与天然气相似。
中国是一个沼气资源相对丰富的国家，目前，在我国沼气主要用作燃料和照明，能量利用率低下，还污染环境。沼气作为一种可再生的清洁能源，拓展其应用领域，生产高附加值产品，是未来沼气发展的重要方向。
传统氢气生产技术主要来源于不可再生的天然气和煤等化石原料，寻找一种利用可再生生物原料生产氢气是近几十年来国内外学者追求的目标，近年来，随着大型工业化沼气工程的发展，利用沼气作为原料生产氢气成为可能。如申请号为201010521863.5的中国发明专利申请所公开的《一种以沼气为原料制备氢气的方法》，其工艺流程设置为：原料沼气预热+脱硫+加热+重整反应+CO变换+膜分离，该工艺转化炉采用管壳式反应器，壳程通过燃烧尾气提供转化反应所需要的热量。申请号为201610698707.3的中国发明专利申请所公开的《一种沼气类生物质制氢方法》，其工艺流程设置为：原料沼气净化+甲烷浓缩+蒸汽转化制氢+CO变换+氢气提纯，该工艺转化炉采用常规的顶烧炉或底烧炉，通过燃烧尾气和燃料气提供转化反应所需要的热量。
上述现有工艺实现了对沼气的利用，但是，受其热量转换设备结构的限制，导致整个装置占地面积大、能力利用率低下。
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，提供一种占地面积小、能量利用率高的沼气制合成气、氢气工艺。
本发明解决上述技术问题所采用的技术方案为：
一种沼气制合成气工艺，包括以下步骤：
来自沼气储罐的沼气经沼气压缩机升压后送入分子筛脱硫槽，将沼气中的H2S脱除到10ppm以下，粗脱硫后的沼气进入原料换热器加热，后再送入ZnO精脱硫槽将沼气中的H2S脱除到0.2ppm以下；
出精脱硫槽的沼气与装置自产的中压过热蒸汽混合，控制混合气的水碳比为2.5，配汽后的原料气送入电加热器加热后进入电加热式转化炉中进行蒸汽转化反应；
原料气从上至下流经电加热式转化炉，电加热式转化炉出口转化气残余甲烷体积含量＜12.7％干基，高温转化气进入转化气蒸汽发生器，副产中压饱和蒸汽，中压饱和蒸经汽包分液后送中压蒸汽过热器，过热到后作为原料气蒸汽补入沼气中；
转化气降温后进入原料换热器，将沼气预热后，转化气温度降，再送入锅炉水预热器，将锅炉水预热后送汽包；转化气温度降低后送入转化气冷却器与循环冷却水换热，转化气温度降为40℃后送入转化气分液罐分离冷凝液；
分离冷凝液后的转化气进入PSA装置，经PSA装置净化提纯后，得到氢碳比为2.0的合成气，同时分离出未参与反应的甲烷气作为原料气返回沼气压缩机入口，尾气送火炬处理。
优选地，来自沼气储罐40℃、0.004MPaG的沼气经沼气压缩机升压到3.2MPaG后送入分子筛脱硫槽，将沼气中的H2S脱除到10ppm以下，粗脱硫后的沼气进入原料换热器加热至250℃，后再送入ZnO精脱硫槽将沼气中的H2S脱除到0.2ppm以下；
出精脱硫槽的沼气与装置自产的350℃、4.0MPaG中压过热蒸汽混合，控制混合气的水碳比为2.5，配汽后的原料气送入电加热器加热至510℃后进入电加热式转化炉中进行蒸汽转化反应；
原料气从上至下流经电加热式转化炉，电加热式转化炉出口转化气温度为800℃，转化气残余甲烷体积含量＜12.7％干基，高温转化气进入转化气蒸汽发生器，副产4.5MPaG中压饱和蒸汽，中压饱和蒸经汽包分液后送中压蒸汽过热器，出转化气蒸汽发生器的转化气温度降为370℃，进入中压蒸汽过热器，将来自汽包的中压蒸汽过热到350℃后作为原料气蒸汽补入沼气中，转化气温度降为325℃，进入原料换热器，将沼气预热到250℃，转化气温度降为245℃，再送入锅炉水预热器，将锅炉水预热到230℃，预热后的锅炉水送汽包，转化气温度降为177℃，最后送入转化气冷却器与循环冷却水换热，转化气温度降为40℃后送入转化气分液罐分离冷凝液。
在上述方案中，所述的电加热式转化炉包括炉体及设于炉体内的转化管，所述炉体的中央部位设置有沿炉体高度方向布置的中心支撑结构，所述炉体内壁上设置有第一耐火材料层，该第一耐火材料层的内侧设置有第一电热丝，所述中心支撑结构的外壁上设置有第二耐火材料层，该第二耐火材料层的外侧设置有第二电热丝，所述第一电热丝与第二电热丝之间形成加热腔体，所述的转化管为多根且间隔布置在该加热腔体中。
优选地，所述第一电热丝、第二电热丝沿炉体高度自上而下分隔为第一加热区、第二加热区、第三加热区，各加热区的第一电热丝、第二电热丝均独立控制。
优选地，所述第一加热区、第二加热区、第三加热区的高度比为3:6:4。
优选地，所述第一加热区、第二加热区、第三加热区中又分别具有多个自上而下能独立控温的加热回路，所述第一加热区、第二加热区中的各加热回路自上而下温度逐渐升高，所述第三加热区中的各加热回路自上而下温度逐渐降低，且所述第三加热区最下端的加热回路温度高于第一加热区最上端的加热回路温度。
优选地，所述第一加热区的温度控制在40℃～1000℃，所述第二加热区的温度控制在40℃～1500℃，所述第三加热区的温度控制在40℃～1200℃。
优选地，所述第一加热区中自上而下设置有三个依次升温控制的加热回路，所述第二加热区中自上而下设置有六个依次升温控制的加热回路，所述第三加热区中自上而下设置有四个依次降温控制的加热回路。
优选地，各加热区对应设置有多个用于检测炉温的热电偶温度计，各加热区的热电偶温度计沿加热腔体周向间隔布置，所述第一加热区、第二加热区、第三加热区所对应的热电偶温度计数量之比为1:2:1，所述第二加热区所对应的热电偶温度计分上下两排布置。
采用上述加热控制结构，从上至下将转化炉分为三个区，每个区均设置多组能独立控制的电热丝，每一组电热丝为一个独立的回路，设置独立的温度控制系统，根据反应需要分别控温，即能降低电耗，又能精确控制炉膛温度，更加适合烃类蒸汽转化反应的特点，有利于提高转化反应的深度。
一种沼气制氢气工艺，包括以下步骤：
来自沼气储罐40℃、0.004MPaG的沼气经沼气压缩机升压到3.2MPaG后送入分子筛脱硫槽，将沼气中的H2S脱除到10ppm以下，粗脱硫后的沼气进入原料换热器加热至250℃，再送入ZnO精脱硫槽将沼气中的H2S脱除到0.2ppm以下，出精脱硫槽的沼气与装置自产的350℃、4.0MPaG中压过热蒸汽混合，控制混合气的水碳比为2.5，配汽后的原料气送入电加热器加热至510℃后进入电加热式转化炉中进行蒸汽转化反应；
原料气从上至下流经电加热式转化炉，电加热式转化炉出口转化气温度为820℃，转化气残余甲烷体积含量＜12.7％干基，高温转化气进入转化气蒸汽发生器，副产4.5MPaG中压饱和蒸汽，中压饱和蒸经汽包分液后送中压蒸汽过热器，过热到350℃作为原料气蒸汽补入沼气中，出转化气蒸汽发生器的转化气温度降为360℃，进入中变反应器进行CO变换反应，中变反应器出口中变气中CO体积含量降低到3％干基，温度为415℃，进入中压蒸汽过热器加热蒸汽，中变气温度降325℃，进入原料换热器，将沼气预热到250℃，中变气温度降为248℃，再送入锅炉水预热器，将锅炉水预热到230℃，预热后的锅炉水送汽包，中变气温度降为177℃，最后送入中变气冷却器与循环冷却水换热，中变气温度降为40℃后送入中变气分液罐分离冷凝液；
分离冷凝液后的中变气进入PSA装置，经PSA装置净化提纯后，得到浓度为99.9％的产品氢气，同时分离出未参与反应的甲烷气作为原料气返回沼气压缩机入口，尾气送火炬处理。
上述电加热式转化炉与沼气制合成气中采用的电加热使转化炉结构相同。
与现有技术相比，本发明的优点在于：本发明在依托电加热式转换炉的基础上，将PSA装置分离的0.05MpaG甲烷直接返回沼气压缩机入口，回收解析气中的有效气，沼气中的甲烷利用率可达98％以上；转化炉进口原料气预热采用电加热器，可灵活调节转化炉进口原料气温度；转化炉出口高温转化气用于产中压蒸汽、过热中压蒸汽，装置自产中压过热蒸汽全部用于配汽，调节转化炉进口水汽比，不需要消耗外来蒸汽，降低了能耗、提高了能源利用率；本发明的转化炉采用电加热方式提供反应所需的热量，与传统的明火加热炉相比，不需要消耗燃料气，不需要排放烟气，保护了环境，不需要烧嘴和复杂的烟气热量回收系统以及烟囱，有效降低了装置投资和占地，同时，省掉了传统转化炉复杂的燃烧控制系统和烟气余热回收控制系统，简化了工艺流程。
附图说明
图1为本发明实施1的工艺流程图；
图2为本发明实施2的工艺流程图；
图3为本发明实施例1、2中电加热式转化炉的结构示意图；
图4为沿图3中A-A方向的剖视图。
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。
实施例1：
如图1、3、4所示，本实施例的沼气制合成气方法为：
来自沼气储罐40℃、0.004MPaG的沼气1经沼气压缩机2升压到3.2MPaG后送入分子筛脱硫槽3，将沼气中的H2S脱除到10ppm以下，粗脱硫后的沼气进入原料换热器4加热至250℃，再送入ZnO精脱硫槽5将沼气中的H2S脱除到0.2ppm以下。出精脱硫槽5的沼气与装置自产的350℃、4.0MPaG中压过热蒸汽混合，控制混合气的水碳比为2.5，配汽后的原料气送入电加热器6加热至510℃后进入电加热式转化炉7中进行蒸汽转化反应。原料气的组分为(V％)：H2：21.87％、N2：0.3％、CH4：16.94％、CO2：6.79％、CO：3.15％、H2O：50.95％；
原料气从上至下流经电加热式转化炉7，电加热式转化炉7出口转化气温度为800℃，组分为(V％)：H2：40.17％、N2：0.256％、CH4：8.126％、CO2：7.334％、CO：7.887％、H2O：36.227％。转化气残余甲烷含量＜10％(V)干基。高温转化气进入转化气蒸汽发生器8，副产4.5MPaG中压饱和蒸汽，中压饱和蒸经汽包9分液后送中压蒸汽过热器10。出转化气蒸汽发生器8的转化气温度降为370℃，进入中压蒸汽过热器10，将来自汽包9的中压蒸汽过热到350℃后作为原料气蒸汽补入沼气中；
转化气温度降为325℃，进入原料换热器4，将沼气预热到250℃，转化气温度降为245℃，再送入锅炉水预热器11，将锅炉水预热到230℃，预热后的锅炉水送汽包9。转化气温度降为177℃，最后送入转化气冷却器12与循环冷却水换热，转化气温度降为40℃后送入转化气分液罐13分离冷凝液；
分离冷凝液后的转化气进入PSA装置14，经PSA装置14净化提纯后，得到氢碳比为2.0的合成气15，同时分离出未参与反应的甲烷气16作为原料气返回沼气压缩机2入口，尾气17送火炬处理。
上述方法中采用的电加热式转化炉7为方箱型结构或圆筒形结构，包括炉体1’及设于炉体1’内的转化管3’，炉体1’的中央部位设置有沿炉体1’高度方向布置的中心支撑结构2’，炉体1’内壁上设置有第一耐火材料层61’，该第一耐火材料层61’的内侧设置有第一电热丝4’，中心支撑结构2’的外壁上设置有第二耐火材料层62’，该第二耐火材料层62’的外侧设置有第二电热丝5’，第一耐火材料层61’与第二耐火材料层62’上的第一电热丝4’与第二电热丝5’之间形成加热腔体100’，转化管3’为多根且等间距布置在该加热腔体100’中。
第一电热丝4’、第二电热丝5’沿炉体1’高度方向自上而下分隔为第一加热区10’、第二加热区20’、第三加热区30’，各加热区的第一电热丝4’、第二电热丝5’均独立控制。
第一加热区10’、第二加热区20’、第三加热区30’的高度比为3:6:4。本实施例的炉体1’高度为13000mm，第一加热区10’高度为3000mm，第二加热区高度为6000mm，第三加热区30’高度为4000mm。
第一加热区10’、第二加热区20’、第三加热区30’中又分别具有多个自上而下能独立控温的加热回路，第一加热区10’、第二加热区20’中的各加热回路自上而下温度逐渐升高，第三加热区30’中的各加热回路自上而下温度逐渐降低，且第三加热区30最下端的加热回路温度高于第一加热区10’最上端的加热回路温度。
具体，第一加热区的温度控制在40℃～1000℃，第一加热区10’中自上而下设置有三个依次升温控制的加热回路；第二加热区20’的温度控制在40℃～1500℃，第二加热区20’中自上而下设置有六个依次升温控制的加热回路；第三加热区30’的温度控制在40℃～1200℃，第三加热炉30’中自上而下设置有四个依次降温控制的加热回路。
从上至下将转化炉分为三个区，每个区均设置多组能独立控制的电热丝，每一组电热丝为一个独立的回路，设置独立的温度控制系统，根据反应需要分别控温，即能降低电耗，又能精确控制炉膛温度，更加适合烃类蒸汽转化反应的特点，有利于提高转化反应的深度。
各加热区对应设置有多个用于检测炉温的热电偶温度计15’，各加热区的热电偶温度计15’沿加热腔体100’周向间隔布置，第一加热区10’、第二加热区20’、第三加热区30’所对应的热电偶温度计15’数量之比为1:2:1。第一加热区10’设置十二支热电偶温度计15’，分别沿周向等间距布置在炉体1’四周，第二加热区20’设置二十四支热电偶温度计15’，分上下两层布置在炉体1’上，每层十二支；第三加热区30’设置十二支热电偶温度计，分别沿周向等间距布置在炉体1’四周。
在本实施例中，炉体1’包括上盖板8’、下盖板9’以及设于上盖板8’与下盖板9’之间的箱体14’，各转化管3’的上端穿过上盖板8’与上猪尾管11’相连接，上猪尾管11’连接上分配管10’，各转化管3’的下端穿过下盖板9’与下猪尾管12’相连接，下猪尾管12’连接下集气管13’。
箱体14’的横截面为矩形或圆形，中心支撑结构2’采用14mm厚的耐高温合金钢板制作，中心支撑结构2’的宽度或直径为500～1000mm。加热腔体100’的宽度L为1400～2400mm，第一耐火材料层61’/第二耐火材料层62’的厚度为200～500mm。
炉体1’外周设有支耳7’，用于支撑固定设备。
本实施例电加热式转化炉的工作原理为：
原料气先进入上分配管10’，再通过上猪尾管11’分配到每根转化管3’，从上至下流经转化管3’，每根转化管3’内都装填有转化催化剂，在催化剂的作用下，发生烃类蒸汽转化反应，生成H2和CO，通过箱体14’与中心支撑结构2’表面的第一电热丝4’和第二电热丝5’提供反应所需的热量，调节每组电热丝的功率控制炉膛温度，进而控制转化反应的深度；
在本实施例中，转化气加热至510℃后进入电加热式转化炉中，为避免原料在进入转化炉预热段过热时不造成裂解积碳，第一加热区10’的加热温度不能太高，从上至下控制第一加热区10’中电热丝的温度依次为700℃、750℃、800℃，按照温度梯度依次升高电热丝的温度，从而逐步升高反应器床层温度；第二加热区20’为主反应区，需要的反应温度较高，从上至下控制第二加热区20’中电热丝的温度依次为850℃、900℃、950℃、1000℃、1050℃、1100℃；第三加热区30’的作用是将未反应的原料气进一步反应，提高转化气的转化率，从上至下控制第三加热区30’中电热丝的温度依次为1100℃、1050℃、1000℃。出电加热式转化炉7的转化气温度为800℃。
实施例2：
如图2、3、4所示，本实施例沼气制氢气的方法为：
来自沼气储罐40℃、0.004MPaG的沼气1a经沼气压缩机2a升压到3.2MPaG后送入分子筛脱硫槽3a，将沼气中的H2S脱除到10ppm以下，粗脱硫后的沼气进入原料换热器4a加热至250℃，再送入ZnO精脱硫槽5a将沼气中的H2S脱除到0.2ppm以下。出精脱硫槽5a的沼气与装置自产的350℃、4.0MPaG中压过热蒸汽混合，控制混合气的水碳比为2.5，配汽后的原料气送入电加热器6a加热至510℃后进入电加热式转化炉7a中进行蒸汽转化反应。原料气的组分为(V％)：H2：21.87％、N2：0.3％、CH4：16.94％、CO2：6.79％、CO：3.15％、H2O：50.95％；
原料气从上至下流经电加热式转化炉7a，电加热式转化炉7a出口转化气温度为820℃，组分为(V％)：H2：40.17％、N2：0.256％、CH4：8.126％、CO2：7.334％、CO：7.887％、H2O：36.227％。转化气残余甲烷含量＜10％(V)干基。高温转化气进入转化气蒸汽发生器8a，副产4.5MPaG中压饱和蒸汽，中压饱和蒸经汽包9a分液后送中压蒸汽过热器11a过热到350℃作为原料气蒸汽补入沼气中；
出转化气蒸汽发生器8a的转化气温度降为360℃，进入中变反应器10a进行CO变换反应。中变反应器10a出口中变气中CO含量降低到3％(V)干基，温度为415℃，进入中压蒸汽过热器11a加热蒸汽，中变气温度降325℃，进入原料换热器4a，将沼气预热到250℃，中变气温度降为248℃，再送入锅炉水预热器12a，将锅炉水预热到230℃，预热后的锅炉水送汽包9a。中变气温度降为177℃，最后送入中变气冷却器13a与循环冷却水换热，中变气温度降为40℃后送入中变气分液罐14a分离冷凝液；
分离冷凝液后的中变气进入PSA装置15a，经PSA装置15a净化提纯后，得到浓度为99.9％的产品氢气16a，同时分离出未参与反应的甲烷气17a作为原料气返回沼气压缩机2a入口，尾气18a送火炬处理。
本实施例中的电加热式转化炉7a结构及原理均与实施例1相同。
在本发明的说明书及权利要求书中使用了表示方向的术语，诸如“前”、“后”、“上”、“下”、“左”、“右”、“侧”、“顶”、“底”等，用来描述本发明的各种示例结构部分和元件，但是在此使用这些术语只是为了方便说明的目的，是基于附图中显示的示例方位而确定的。由于本发明所公开的实施例可以按照不同的方向设置，所以这些表示方向的术语只是作为说明而不应视作为限制，比如“上”、“下”并不一定被限定为与重力方向相反或一致的方向。

Claims (10)

1.一种沼气制合成气工艺，其特征在于包括以下步骤：
来自沼气储罐的沼气经沼气压缩机升压后送入分子筛脱硫槽，将沼气中的H2S脱除到10ppm以下，粗脱硫后的沼气进入原料换热器加热，后再送入ZnO精脱硫槽将沼气中的H2S脱除到0.2ppm以下；
出精脱硫槽的沼气与装置自产的中压过热蒸汽混合，控制混合气的水碳比为2.5，配汽后的原料气送入电加热器加热后进入电加热式转化炉中进行蒸汽转化反应；
原料气从上至下流经电加热式转化炉，电加热式转化炉出口转化气残余甲烷体积含量＜12.7％干基，高温转化气进入转化气蒸汽发生器，副产中压饱和蒸汽，中压饱和蒸经汽包分液后送中压蒸汽过热器，过热到后作为原料气蒸汽补入沼气中；
转化气降温后进入原料换热器，将沼气预热后，转化气温度降，再送入锅炉水预热器，将锅炉水预热后送汽包；转化气温度降低后送入转化气冷却器与循环冷却水换热，转化气温度降为40℃后送入转化气分液罐分离冷凝液；
分离冷凝液后的转化气进入PSA装置，经PSA装置净化提纯后，得到氢碳比为2.0的合成气，同时分离出未参与反应的甲烷气作为原料气返回沼气压缩机入口，尾气送火炬处理。
2.根据权利要求1所述的沼气制合成气工艺，其特征在于：来自沼气储罐40℃、0.004MPaG的沼气经沼气压缩机升压到3.2MPaG后送入分子筛脱硫槽，将沼气中的H2S脱除到10ppm以下，粗脱硫后的沼气进入原料换热器加热至250℃，后再送入ZnO精脱硫槽将沼气中的H2S脱除到0.2ppm以下；
出精脱硫槽的沼气与装置自产的350℃、4.0MPaG中压过热蒸汽混合，控制混合气的水碳比为2.5，配汽后的原料气送入电加热器加热至510℃后进入电加热式转化炉中进行蒸汽转化反应；
原料气从上至下流经电加热式转化炉，电加热式转化炉出口转化气温度为800℃，转化气残余甲烷体积含量＜12.7％干基，高温转化气进入转化气蒸汽发生器，副产4.5MPaG中压饱和蒸汽，中压饱和蒸经汽包分液后送中压蒸汽过热器，出转化气蒸汽发生器的转化气温度降为370℃，进入中压蒸汽过热器，将来自汽包的中压蒸汽过热到350℃后作为原料气蒸汽补入沼气中，转化气温度降为325℃，进入原料换热器，将沼气预热到250℃，转化气温度降为245℃，再送入锅炉水预热器，将锅炉水预热到230℃，预热后的锅炉水送汽包，转化气温度降为177℃，最后送入转化气冷却器与循环冷却水换热，转化气温度降为40℃后送入转化气分液罐分离冷凝液。
3.根据权利要求1所述的沼气制合成气工艺，其特征在于：所述的电加热式转化炉包括炉体及设于炉体内的转化管，所述炉体的中央部位设置有沿炉体高度方向布置的中心支撑结构，所述炉体内壁上设置有第一耐火材料层，该第一耐火材料层的内侧设置有第一电热丝，所述中心支撑结构的外壁上设置有第二耐火材料层，该第二耐火材料层的外侧设置有第二电热丝，所述第一电热丝与第二电热丝之间形成加热腔体，所述的转化管为多根且间隔布置在该加热腔体中。
4.根据权利要求3所述的沼气制合成气工艺，其特征在于：所述第一电热丝、第二电热丝沿炉体高度自上而下分隔为第一加热区、第二加热区、第三加热区，各加热区的第一电热丝、第二电热丝均独立控制。
5.根据权利要求4所述的沼气制合成气工艺，其特征在于：所述第一加热区、第二加热区、第三加热区的高度比为3:6:4。
6.根据权利要求4所述的沼气制合成气工艺，其特征在于：所述第一加热区、第二加热区、第三加热区中又分别具有多个自上而下能独立控温的加热回路，所述第一加热区、第二加热区中的各加热回路自上而下温度逐渐升高，所述第三加热区中的各加热回路自上而下温度逐渐降低，且所述第三加热区最下端的加热回路温度高于第一加热区最上端的加热回路温度。
7.根据权利要求6所述的沼气制合成气工艺，其特征在于：所述第一加热区的温度控制在40℃～1000℃，所述第二加热区的温度控制在40℃～1500℃，所述第三加热区的温度控制在40℃～1200℃。
8.根据权利要求6所述的沼气制合成气工艺，其特征在于：所述第一加热区中自上而下设置有三个依次升温控制的加热回路，所述第二加热区中自上而下设置有六个依次升温控制的加热回路，所述第三加热区中自上而下设置有四个依次降温控制的加热回路。
9.根据权利要求6所述的沼气制合成气工艺，其特征在于：各加热区对应设置有多个用于检测炉温的热电偶温度计，各加热区的热电偶温度计沿加热腔体周向间隔布置，所述第一加热区、第二加热区、第三加热区所对应的热电偶温度计数量之比为1:2:1，所述第二加热区所对应的热电偶温度计分上下两排布置。
10.一种沼气制氢气工艺，其特征在于包括以下步骤：
来自沼气储罐40℃、0.004MPaG的沼气经沼气压缩机升压到3.2MPaG后送入分子筛脱硫槽，将沼气中的H2S脱除到10ppm以下，粗脱硫后的沼气进入原料换热器加热至250℃，再送入ZnO精脱硫槽将沼气中的H2S脱除到0.2ppm以下，出精脱硫槽的沼气与装置自产的350℃、4.0MPaG中压过热蒸汽混合，控制混合气的水碳比为2.5，配汽后的原料气送入电加热器加热至510℃后进入电加热式转化炉中进行蒸汽转化反应；
原料气从上至下流经电加热式转化炉，电加热式转化炉出口转化气温度为820℃，转化气残余甲烷体积含量＜12.7％干基，高温转化气进入转化气蒸汽发生器，副产4.5MPaG中压饱和蒸汽，中压饱和蒸经汽包分液后送中压蒸汽过热器，过热到350℃作为原料气蒸汽补入沼气中，出转化气蒸汽发生器的转化气温度降为360℃，进入中变反应器进行CO变换反应，中变反应器出口中变气中CO体积含量降低到3％干基，温度为415℃，进入中压蒸汽过热器加热蒸汽，中变气温度降325℃，进入原料换热器，将沼气预热到250℃，中变气温度降为248℃，再送入锅炉水预热器，将锅炉水预热到230℃，预热后的锅炉水送汽包，中变气温度降为177℃，最后送入中变气冷却器与循环冷却水换热，中变气温度降为40℃后送入中变气分液罐分离冷凝液；
分离冷凝液后的中变气进入PSA装置，经PSA装置净化提纯后，得到浓度为99.9％的产品氢气，同时分离出未参与反应的甲烷气作为原料气返回沼气压缩机入口，尾气送火炬处理。
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