技术领域
[0001] 本
发明涉及一种甲烷化反应器及甲烷化工艺。
背景技术
[0002] 我国的
能源结构是富
煤、贫油、少气，目前国内
天然气产量远不能满足国民经济的快速发展需求。发展煤制替代天然气既是对煤炭资源的清洁、高效利用，又是对我国常规天然气不足的战略补充。对于优化产业结构，保障国民经济的正常运行，起到了至关重要的作用。
[0003] 煤制替代天然气主要是通过煤的
气化、变换、酸性气脱除、甲烷化等工艺最终得到满足
质量要求的甲烷产品。甲烷化反应是CO、CO2与H2在甲烷化催化剂作用下，生成CH4和H2O的反应，是一个反应分子数减小的强放热反应。研究表明，每转化1％的CO或CO2可产生的绝热温升分别达到了70℃或60℃。为了控制甲烷化反应
温度，回收反应中产生的大量
热能，工业化甲烷化工艺采用多个固定床绝热甲烷化反应器串连，逐级进行甲烷化反应，在反应器之间设置热量回收装置。
[0004] 甲烷化反应器是煤制天然气项目的核心设备之一。目前甲烷化反应器主要采用固定床绝热反应器，存在反应器设备尺寸庞大、床
层压降大、容易出现局部飞温、移热缓慢、转化率低等不足。为了克服传统化工中存在
传热、传质效率低的问题，二十世纪八九十年代兴起了微化工技术。微反应器作为微化工技术的核心组成部分，它是以毫米、微米为量级的化学反应系统。一方面微反应器具有微尺度化、较大的比表面、扩散距离短、
停留时间短、阻
力小等特点，其传质、传热和反应效果较普通反应器高1-3数量级；另一方面，可以根据实际的工业生产能力要求，通过具有功能化的微反应器模
块集成以及数量的增减达到控制和调节生产，有利于实现设备的最大利用效率，同时缩短设备的加工时间。
[0005] 近年来，微通道反应器在气固相催化反应、液固相催化反应中受到越来越多的关注。公告号为CN202893334U的中国
专利公开了一种微通道反应器，该微通道反应器采用
钛合金板式结构，每个钛合金冷却盖板内设置有冷却仓和反应仓，该微通道反应器能够承受高压和抗蚀性，不足之处在于反应物在反应仓内停留时间短，生产效率较低。公告号为CN203540513U的中国专利公开了一种用于甲烷化工艺的微通道反应器，该反应器将微反应通道固定在反应器中部的
支撑板上，难以消除热胀冷缩产生的
应力。公告号为CN102151531A的中国专利公开了一种甲烷化反应器及其
合成气完全甲烷化的方法，该微反应器由若干反应通道和移热通道交替平行排布，反应器的压降较大，同时难以承受高压。公告号为CN204841617U、CN204816459U的中国专利，将甲烷化反应器运用于煤制SNG甲烷化工艺，目标产物具有较高的选择性，不足之处在于原料气在该类反应器的停留时间较短，造成原料转化率偏低。
[0006] 因此，减小反应器的设备尺寸、降低压降损失，避免原料在催化剂床层中出现的沟流和
短路现象，提高反应物的转化效率，充分延长反应器的使用寿命，满足反应器大型化的需求是目前亟待解决的技术问题。
发明内容
[0007] 本发明的目的是提供一种甲烷化反应器和甲烷化工艺，该甲烷化反应器不仅活性金属使用量少、设备尺寸更小，而且采用该甲烷化反应器的甲烷化工艺，床层压降低、原料转化率高、无气体偏流和短路现象，反应器寿命更长，具有经济效益高、综合能耗低等特点。
[0008] 为了实现上述目的，本发明第一方面：提供一种甲烷化反应器，该反应器包括圆筒形密封承压壳体、从壳体顶部伸入到壳体内部的进气管、从壳体底部伸入到壳体内部的出气管、设置在壳体内进气管下方出气管上方的径向催化反应区、以及径向催化反应区的取热设备；径向催化反应区包括中心筒以及包括或不包括套设在中心筒外的至少一个套筒；中心筒具有中心管，中心管与出气管
流体连通；中心筒与最内层的套筒的筒壁之间以及相邻套筒的筒壁之间形成有集流道；最外层的套筒的外壁或者不存在套筒时的中心筒的外壁与壳体的内壁之间形成有环隙；中心筒和套筒均具有多个径向设置的径向微反应通道，并且中心筒的筒体内外以及套筒的筒体内外仅通过该径向微反应通道流体连通；进气管通过其下方的环隙与中心筒或最外层套筒中的径向微反应通道的径向微通道反应气体入口流体连通，中心筒中的径向微反应通道的径向微通道反应产物出口通过中心管与出气管流体连通；径向微反应通道内设置有增加流体湍动作用的导流组件。
[0009] 优选地，壳体的上部具有至少一个冷却介质入口，壳体的下部具有至少一个冷却介质出口，取热设备包括冷却介质管线；中心筒和每个套筒各自具有由各自筒的内壁和外壁形成的容纳微反应通道的封闭空间，每一个封闭空间的上部通
过冷却介质管线与冷却介质入口流体连通，每一个封闭空间的下部通过冷却介质管线与冷却介质出口流体连通，并且每一个封闭空间与进气管、中心管和出气管均为流体不连通。
[0010] 优选地，壳体的上部具有至少一个冷却介质入口，壳体的下部具有至少一个冷却介质出口，取热设备包括冷却介质管线；冷却介质入口与冷却介质出口之间通过设置在集流道内且环绕中心筒和/或套筒的冷却介质管线流体连通。
[0011] 优选地，导流组件包括与径向微反应通道的内壁固定连接的固定轴和
串联在固定轴上的导流元件，导流元件的朝向径向微反应通道进气方向的一端为凸形。
[0012] 优选地，导流元件为选自圆锥体、圆锥面、半球体、半球面、球体和球面中的至少一种；圆锥体、圆锥面的底面直径介于径向微通道反应产物出口的直径与径向微通道反应气体入口的直径之间；半球体、半球面、球面、球体的球面直径介于径向微通道反应产物出口的直径与径向微通道反应气体入口的直径之间；相邻两个导流元件的间距不小于导流元件的高度。
[0013] 优选地，每个导流组件包括3-100个导流元件。
[0014] 优选地，径向微反应通道的内表面和/或导流元件的外表面分别负载有催化活性组分；径向微反应通道的直径在2-50毫米之间；径向微反应通道的直径从径向微通道反应气体入口向径向微通道反应产物出口的方向逐渐减小；径向微通道反应气体入口的直径与径向微通道反应产物出口的直径的比值为(1.1-20)：1；径向微反应通道为选自锥形管、喇叭形管、Y形管和梯形管中的其中一种；微反应通道的内部空间的总体积为径向催化反应区的体积的30％-80％。
[0015] 本发明第二方面：提供一种甲烷化工艺，该工艺包括：a、将
煤气化得到的合成气经
净化处理和预热后分成两股，第一股合成气送入1#主甲烷化反应器进行1#主甲烷化反应，反应后的物料经过降温后与第二股合成气混合后一起送入2#主甲烷化反应器进行2#主甲烷化反应，得到第一产物；b、将步骤a中所得的第一产物经降温后送入至少一台补充甲烷化反应器进行补充甲烷化反应，得到第二产物；c、将步骤b中所得的第二产物经降温后进行分离处理，得到甲烷化产物；其中，1#主甲烷化反应器、2#主甲烷化反应器和补充甲烷化反应器中的至少一台为本发明第一方面所提供的甲烷化反应器。
[0016] 优选地，将来自汽包的经过
锅炉给
水加热器预热的锅炉给水通过冷却介质入口加入到反应器中进行取热，取热后得到的
蒸汽送入汽包中。
[0017] 优选地，合成气包括氢气及一
氧化
碳和/或二氧化碳，合成气的M值为2.85-3.5；M值为合成气所含氢气的体积与二氧化碳的体积之差同
一氧化碳和二氧化碳体积之和的比值。
[0018] 优选地，1#主甲烷化反应的条件为：反应温度为300-700℃，反应压力为1.0-8.5兆-1帕，体积
空速为2000-50000h ；2#主甲烷化反应的条件为：反应温度为300-700℃，反应压力为1.0-8.5兆帕，体积空速为2000-50000h-1；补充甲烷化反应的条件为：反应温度为300-550℃，反应压力为1.0-4.5兆帕，体积空速为2000-50000h-1；第一股合成气与第二股合成气的体积比为1:(1-3.5)。
[0019] 与
现有技术相比，本发明提供的甲烷化反应器和甲烷化工艺具有如下优点：
[0020] 1、微反应通道内设置有增加流体湍动作用的导流组件，且导流组件与径向微反应通道同轴，增加了反应原料在微通道内的
湍流程度，提高了原料作用于催化剂活性位上的概率，从而提高了原料转化率；
[0021] 2、该反应器由若干大小相同的微反应通道构成的反应区域，无反应死区和气体的偏流现象，取热设备可以有效移除反应过程中放出的热量，床层的温度较为均匀，不会出现热点，充分保证了整个运行周期的平稳运行，延长了反应器的使用寿命(寿命可以提高15％-50％)，床层压降较同处理量的径向反应器低50％-85％；
[0022] 3、采用涂覆含有甲烷化反应催化活性组分的微反应通道和/或导流元件，活性金属使用量为同等处理能力常规固定床反应器所用量的5％-35％，节约了活性金属的使用量，特别能够降低贵金属催化剂的生产成本；
[0023] 4、该甲烷化工艺的原料转化率高，CO的转化率将近100％，目标产物CH4的选择性超过95％，能够满足现行煤制替代天然气的生产过程；
[0024] 5、可以根据实际的工业生产能力要求，通过具有功能化的微反应通道模块集成以及数量的增减达到控制和调节生产，有利于实现设备的最大利用效率，无明显放大效应，同时缩短设备的加工时间，进一步降低反应器生产成本；
[0025] 6、不仅可以运用于煤制替代天然气和
焦炉煤气甲烷化工艺，还可用于甲醇合成、CO变换、费托合成等固定床催化放热反应。
[0026] 本发明的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。
附图说明
[0027] 附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成
说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：
[0028] 图1是本发明提供的甲烷化反应器的一种具体实施方式的结构示意图(具有两个套筒且微反应通道为具有半球体导流元件的锥形管)；
[0029] 图2是本发明提供的甲烷化反应器的一种具体实施方式的剖视图(即图1中A-A面的剖视图)；
[0030] 图3是本发明提供的甲烷化工艺的一种具体实施方式的流程示意图(采用图1所示的甲烷化反应器，具有1#补充甲烷化反应器)；
[0031] 图4是本发明提供的甲烷化反应器的另一种具体实施方式的结构示意图(不具有套筒，微反应通道为具有圆锥体导流元件的锥形管)；
[0032] 图5是本发明提供的甲烷化反应器的另一种具体实施方式的剖视图(即图4中A-A面的剖视图)；
[0033] 图6是本发明提供的甲烷化工艺的另一种具体实施方式的流程示意图(采用图4所示的甲烷化反应器，具有1#、2#补充甲烷化反应器)；
[0034] 图7是本发明提供的甲烷化反应器的第三种具体实施方式的结构示意图(具有两个套筒且微反应通道为具有半球体导流元件的锥形管，冷却介质管线设置在集流道内)；
[0035] 图8是本发明提供的甲烷化反应器的第三种具体实施方式的剖视图(即图7中A-A面的剖视图)；
[0036] 图9是本发明提供的甲烷化工艺的第三种具体实施方式的流程示意图(采用图7所示的甲烷化反应器，具有1#补充甲烷化反应器)；
[0037] 图10是本发明提供的甲烷化反应器的一种具体实施方式所采用的具有导流组件的微反应通道示意图；
[0038] 图11是本发明提供的锥形管微反应通道的剖视图(即图10中A-A面的剖视图)；
[0039] 图12是本发明提供的锥形管微反应通道的剖视图(即图10中B-B面的剖视图)；
[0040] 图13是本发明提供的甲烷化反应器所采用的微反应通道的一种具体实施方式(锥形管)的示意图；
[0041] 图14是本发明提供的甲烷化反应器所采用的微反应通道的一种具体实施方式(喇叭形管)的示意图；
[0042] 图15是本发明提供的甲烷化反应器所采用的微反应通道的一种具体实施方式(Y形管)的示意图；
[0043] 图16是本发明提供的甲烷化反应器所采用的微反应通道的一种具体实施方式(梯形管)的示意图；
[0044] 图17是发明提供的甲烷化反应器所采用的导流组件的一种具体实施方式(半球体)的示意图；
[0045] 图18本发明提供的甲烷化反应器所采用的导流组件的一种具体实施方式(半球面)的示意图；
[0046] 图19本发明提供的甲烷化反应器所采用的导流组件的一种具体实施方式(球面)的示意图；
[0047] 图20本发明提供的甲烷化反应器所采用的导流组件的一种具体实施方式(球体)的示意图；
[0048] 图21本发明提供的甲烷化反应器所采用的导流组件的一种具体实施方式(圆锥体)的示意图；
[0049] 图22本发明提供的甲烷化反应器所采用的导流组件的一种具体实施方式(圆锥面)的示意图。
[0050] 附图标记说明
[0051] 1 壳体 2 进气管 3 出气管 4 中心筒
[0052] 5 中心管 6 微通道反应气体入口 7 微通道反应产物出口
[0053] 8 环隙 9 套筒 10 第一气体分布器 11 第二气体分布器
[0054] 12
隔热材料区 13 径向微反应通道 14 导流组件
[0055] 15 集流道 16 封闭空间 17 固定轴 18 导流元件
[0056] 19 1#主甲烷化反应器 20 2#主甲烷化反应器
[0057] 21 1#补充甲烷化反应器 22 1#冷却器 23 2#冷却器
[0058] 24 锅炉给水加热器 25 产品分离器 26 汽包
[0059] 27 蒸汽
过热器 28 1#
余热锅炉 29 2#补充甲烷化反应器
[0060] 30 2#余热锅炉
具体实施方式
[0061] 以下结合附图对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。
[0062] 本发明第一方面：提供一种甲烷化反应器，该反应器包括圆筒形密封承压壳体1、从壳体1顶部伸入到壳体内部的进气管2、从壳体1底部伸入到壳体内部的出气管3、设置在壳体1内进气管2下方出气管3上方的径向催化反应区、以及径向催化反应区的取热设备；径向催化反应区包括中心筒4以及包括或不包括套设在中心筒4外的至少一个套筒9；中心筒4具有中心管5，中心管5与出气管3流体连通；中心筒4与最内层的套筒9的筒壁之间以及相邻套筒9的筒壁之间形成有集流道15；最外层的套筒9的外壁或者不存在套筒9时的中心筒4的外壁与壳体1的内壁之间形成有环隙8；中心筒4和套筒9均具有多个径向设置的径向微反应通道13，并且中心筒4的筒体内外以及套筒9的筒体内外仅通过该径向微反应通道13流体连通；进气管2通过其下方的环隙8与中心筒4或最外层套筒9中的径向微反应通道13的微通道反应气体入口6流体连通，中心筒4中的径向微反应通道13的微通道反应产物出口7通过中心管5与出气管3流体连通；径向微反应通道13内设置有增加流体湍动作用的导流组件14。
[0063] 根据本发明的第一方面，中心筒4以及套筒9均可以由密封连接的顶部密封板、底部密封板和
侧壁构成，其内可以空心，可以实心，只要能够容纳微反应通道13即可。中心筒4的直径与中心管5的直径之比以及中心筒4的直径与套筒9的直径之比均可以为适合的任意比。
[0064] 根据本发明的第一方面，在相同的反应条件和反应器直径下，增加套筒9的数量可以增加反应气体与催化剂的
接触时间，降低反应气体流速，从而达到减小压降，提高转化率的作用，因此可以根据实际反应情况来调整套筒9的数量，所述套筒9的数量优选1-500个，进一步优选为2-50个。
[0065] 由于甲烷化反应是放热反应，因此需要降低甲烷化反应器的温度，本发明通过径向催化反应区的取热设备对甲烷化反应器进行降温，取热设备包括冷却介质管线。根据本发明的第一方面的一种具体实施方式，壳体1的上部可以相对地设置有1#冷却介质入口和2#冷却介质入口，壳体1的下部也可以对称地设置有1#冷却介质出口和2#冷却介质出口；中心筒4和每个套筒9各自具有由各自筒的内壁和外壁形成的容纳微反应通道13的封闭空间
16，每一个封闭空间16的上部通过冷却介质管线与冷却介质入口流体连通，每一个封闭空间16的下部通过冷却介质管线与冷却介质出口流体连通，并且每一个封闭空间16与进气管
2、中心管5和出气管3均为流体不连通。
[0066] 根据本发明第一方面的另一种具体实施方式，冷却介质入口与冷却介质出口之间通过设置在集流道15内且环绕中心筒4和/或套筒9的冷却介质管线流体连通。需要说明的是，同一对冷却介质入口和冷却介质出口之间可以通过多根冷却介质管线流体连通。
[0067] 根据本发明的第一方面，为了提高原料气的转化率，在径向微反应通道13内设置有增加流体湍动作用的导流组件14，导流组件14包括固定轴17和导流元件18。导流组件14与径向微反应通道13同轴，导流组件14两端分别固定于微通道反应气体入口6、微通道反应产物出口7，导流元件18串联固定在固定轴17上，如图10、图11、图12所示。在同一导流组件14使用的导流元件18大小可以是从微通道反应气体入口6到微通道反应产物出口7逐渐减小，也可以逐渐增大，也可以不变，优选的同一导流组件14使用的导流元件18大小相同。导流元件18的朝向所述径向微反应通道13进气方向的一端为凸形，例如可以为选自半球体、半球面、球面、球体、圆锥体、圆锥面中的一种(分别如图17、图18、图19、图20、图21和图22)。
[0068] 根据本发明第一方面的一种具体实施方式，进一步地，当导流元件18为圆锥体或圆锥面时，其底面直径介于微通道反应产物出口7的直径与微通道反应气体入口6的直径之间，优选的，其底面直径为微通道反应产物出口7的直径与微通道反应气体入口6的直径之和的五分之一到五分之四，长度不大于径向微反应通道13长度的0.9倍，更进一步地，长度为径向微反应通道13长度的0.1-0.5倍；当导流元件18为半球体、半球面、球面或球体时，其球面直径介于微通道反应产物出口7的直径与微通道反应气体入口6的直径之间，优选的，球面直径为微通道反应产物出口7的直径与微通道反应气体入口6的直径之和的五分之一到五分之四。相邻两个导流元件18的间距不小于所述导流元件18的高度。
[0069] 根据本发明的第一方面，导流元件18和固定轴17可以采用金属材质管、陶瓷材质管，优选采用不与反应系统中的气体发生反应的金属管；每个导流组件14所包括导流元件18的数量可以根据径向微反应通道13的尺寸和实际反应情况来调整，例如可以为3-100个。
[0070] 根据本发明的第一方面，为了使所述甲烷化反应器能够用于制取甲烷，径向微反应通道13的内表面、导流元件18的外表面可以负载有催化活性组分。所述催化活性组分可以采用本领域技术人员所熟知的催化活性组分，例如可以是具有甲烷化反应活性的镍、钌和铑等金属；所述的负载是指可以通过浸渍、离子溅射、涂覆或装填等方法将含有活性组分的催化剂或直接将活性组分负载到微反应通道内。其中，活性金属组分涂覆负载过程可以采用本领域技术人员所熟知的包括金属基体的预处理和催化剂沉积两个阶段的涂覆方法。
[0071] 根据本发明的第一方面，为了保证甲烷化反应的效率，所述径向微反应通道13的直径可以在2-50毫米之间。由于甲烷化反应是总体积缩小的反应，因此所述径向微反应通道13的直径可以从所述微通道反应气体入口6向微通道反应产物出口7的方向逐渐减小(保证微通道反应气体入口6的直径大于微通道反应产物出口7的直径即可，也包括通道直径先减小后不变的情况)。所述微通道反应气体入口6的直径与所述微通道反应产物出口7的直径的比值可以为(1.1-20)：1，优选为(2-10)：1。需要说明的是，如果将发明的反应器用于其它反应，可以根据该反应的具体情况设置微反应通道13的直径。
[0072] 根据本发明第一方面，径向微反应通道13可以为选自锥形管、喇叭形管、Y形管和梯形管中的其中一种(分别如图13、图14、图15和图16所示)；应该理解的是，微通道反应气体入口6的直径大于微通道反应产物出口7的直径。锥形管、喇叭形管、Y形管和梯形管可以采用金属材质管、陶瓷材质管，优选采用不与甲烷化反应系统中的气体发生反应的金属管。需要说明的是，本领域技术人员常规使用的锥形管是指两端开口的圆台形中空
型材，而非轴向截面为锥形的型材。
[0073] 根据本发明的第一方面，由于甲烷化反应是放热反应，为了兼顾反应效率和甲烷化反应器的
温度控制，径向微反应通道13的内部空间的总体积可以为催化反应区的体积的30％-80％，优选为35％-65％。
[0074] 根据本发明的第一方面，进气管2的下部可以设置有至少一个用于分布送入反应器的反应气的气体分布器。气体分布器可以采用本领域技术人员常规所用的，本发明不再赘述，气体分布器优选设置有两个。
[0075] 根据本发明的第一方面，环隙8的上端可以为开口并与进气管2流体连通，环隙8的底端可以封闭。
[0076] 根据本发明的第一方面，为了防止壳体1的底部过度受热以及阻止中心筒4和套筒9向下移动，径向催化反应区的底部与壳体1的底部之间可以设置有隔热材料区12。所述隔热材料区12内可以放置有本领域技术人员所熟知的单一材质或多种复合材质的隔热球、隔热毡毯或隔热带等隔热材料。
[0077] 本发明第二方面：提供一种甲烷化工艺，该工艺包括：a、将煤气化得到的合成气经净化处理和预热后分成两股，第一股合成气送入1#主甲烷化反应器19进行1#主甲烷化反应，反应后的物料经过降温后与第二股合成气混合后一起送入2#主甲烷化反应器20进行2#主甲烷化反应，得到第一产物；b、将步骤a中所得的第一产物经降温后送入至少一台补充甲烷化反应器进行补充甲烷化反应，得到第二产物；c、将步骤b中所得的第二产物经降温后进行分离处理，得到甲烷化产物；其中，1#主甲烷化反应器19、2#主甲烷化反应器20和补充甲烷化反应器中的至少一台为本发明第一方面所提供的甲烷化反应器。优选地，所述补充甲烷化反应器的数量为1-3台。
[0078] 根据本发明的第二方面，为了控制甲烷化反应器的反应温度，可以将锅炉给水(即冷却介质)送入1#主甲烷化反应器19、2#主甲烷化反应器20和补充甲烷化反应器中进行取热，所产生的蒸汽送入汽包中，产生的蒸汽经过蒸汽
过热器27得到超高压
过热蒸汽，本发明优选多个甲烷化反应器共用一个汽包。
[0079] 根据本发明的第二方面，合成气是本领域技术人员所熟知的含有氢气、一氧化碳和/或二氧化碳的混合气体，优选为M值为2.85-3.5的合成气；所述M值为所述甲烷化合成气所含氢气的体积与二氧化碳的体积之差同含一氧化碳和二氧化碳体积之和的比值，即M＝(V(H2)-V(CO2))/(V(CO+CO2))，因为如果甲烷化反应进行完全，V(H2)：V(CO2)＝4:1，V(H2)：V(CO)＝3:1，而M值为3左右，意味着含碳氧化合物与氢气差不多刚好反应完全。
[0080] 根据本发明的第二方面，所述净化处理可以依次包括本领域技术人员所熟知的
水解、
脱硫、脱氧和脱硝处理。
[0081] 根据本发明的第二方面，所述1#主甲烷化反应的条件为：反应温度为300-700℃，反应压力为1.0-8.5兆帕，体积空速为2000-50000h-1；所述2#主甲烷化反应的条件为：反应温度为300-700℃，反应压力为1.0-8.5兆帕，体积空速为2000-50000h-1；所述补充甲烷化反应的条件为：反应温度为300-550℃，反应压力为1.0-4.5兆帕，体积空速为2000-50000h-1；第一股合成气与第二股合成气的体积比为1:(1-3.5)。
[0082] 下面将结合附图通过
实施例来进一步说明本发明，但是本发明并不因此而受到任何限制。
[0083] 实施例1
[0084] 如图3所示，本实施例的反应装置由1#主甲烷化反应器19、2#主甲烷化反应器20、1#补充甲烷化反应器21、1#冷却器22、2#冷却器23、锅炉给水加热器24、产品分离器25、汽包
26、蒸汽过热器27和1#余热锅炉28相连。1#主甲烷化反应器19和2#主甲烷化反应器20采用串并联的方式相连。
[0085] 操作步骤如下：
[0086] 1、将H2/CO体积比为3.0(M＝3.0)，压力为3.5MPa、温度为280℃的合成气，分成两股，第一股进入1#主甲烷化反应器19进行1#主甲烷化反应，反应温度为650℃，压力为3.48MPa，体积空速为9000h-1，反应后的气体经过1#余热锅炉28移除部分热量后，与第二股合成气一起进入2#主甲烷化反应器20进行2#主甲烷化反应，反应温度为645℃，压力为
3.43MPa，体积空速为15000h-1，第一股合成气与第二股合成气的体积比为1:1.5，两个主甲烷化反应器的结构参数相同；
[0087] 2、1#主甲烷化反应器19和2#主甲烷化反应器20所得的第一产物经过蒸汽过热器27换热后，温度降为410℃，然后进入1#补充甲烷化反应器21，进一步转化第一产物中未反应的合成气；1#补充甲烷化反应器21的反应温度为435℃，压力为3.38MPa；
[0088] 3、经过1#补充甲烷化反应器后，第二产物经锅炉给水加热器24、2#冷却器23和1#冷却器22降温后，经产品分离器25后分离得到甲烷化产物；
[0089] 4、锅炉给水经过锅炉给水加热器24预热后，进入汽包26，分七股，其中以两股形式从上部分别进入1#主甲烷化反应器19、2#主甲烷化反应器20、1#补充甲烷化反应器21，剩下的一股进入1#余热锅炉28，产生蒸汽全部进入汽包26，三台甲烷化反应器共用一个汽包26；汽包中的水蒸汽经蒸汽过热器过热后送出反应界区。
[0090] 本实施例中一氧化碳的转化率为100％，甲烷的选择性为97.5％，同时副产10.4MPa，530℃的超高压过热蒸汽。
[0091] 本实施例所采用的3个甲烷化反应器均如图1和图2所示，结构如下：
[0092] 如图1和图2所示，甲烷化反应器包括壳体1、进气管2、出气管3和径向催化反应区。进气管2的下端设置有第一气体分布器10和第二气体分布器11，径向催化反应区与壳体1的底面之间设置有由隔热毡毯构成的隔热材料区12。径向催化反应区包括同轴的中心筒4和2个套筒9，中心筒4中心具有中心管5，中心筒4与套筒9之间、套筒9之间形成集流道15，套筒9和壳体1的侧壁形成环隙8。中心筒4和套筒9由若干内表面涂覆有活性催化剂的径向微反应通道13构成。本实施例所采用的径向微反应通道13为如图13所示的锥形管，锥形管内表面
2
负载活性金属NiO的量为20g/m ，整个径向催化反应区内锥形管径向微反应通道13的数量为62800根(为清楚显示，未全部示出)。
[0093] 中心筒的高度为1500mm，壳体内径为1000mm，中心管直径为200mm，环隙间距为35mm，两个套筒与中心筒的厚度相同(径向距离相同)，在本实施例集流道宽度为25mm，所采用的锥形管微反应通道长度为105mm，微通道反应气体入口处直径12mm，微通道反应产物出口处直径4mm，导流元件采用半球体(如图17所示)，球面朝向微通道反应气体入口，其底面直径为3mm，相邻导流元件间距为5mm，每个导流组件包含7个导流元件(实施例中为了便于观察，未全部给出)，导流元件外表面不负载活性组分，导流元件通过固定轴固定于反应通道内，所有锥形管的总体积占催化反应单元的体积的比例为42.8％。
[0094] 本实施例所采用的甲烷化反应器中有六个取热设备，其中，两个设置在中心筒4内，四个设置在套筒9中。两股冷却介质分别从壳体1外侧的1#冷却介质入口和2#冷却介质入口进入壳体1内，所述1#冷却介质入口与所述2#冷却介质入口各通过三根冷却介质管线同所述中心筒4、套筒9的内壁与所述径向微反应通道13的外壁所形成的封闭空间16流体连通，该封闭空间通过穿过隔热材料区12的冷却介质管线与1#冷却介质出口和2#冷却介质出口流体连通，将冷却介质送出甲烷化反应器。
[0095] 实施例2
[0096] 如图6所示，本实施例采用的流程与实施例1的不同之处在于本实施例在1#补充甲烷化反应器和锅炉给水加热器24之间设置有2#余热锅炉30和2#补充甲烷化反应器29，同时主甲烷化反应和补充甲烷化反应器内部径向催化反应区也与实施例1不同。
[0097] 经过1#补充甲烷化反应器21后的反应物料经过2#余热锅炉30移除部分热量后送入2#补充甲烷化反应器29继续进行补充甲烷化反应，所得的第二产物再经锅炉给水加热器24、2#冷却器23和1#冷却器22降温后，经产品分离器25后分离得到甲烷化产物；本实施例中一氧化碳的转化率为99.99％，甲烷的选择性为98％，同时副产10.4MPa，530℃的超高压过热蒸汽。
[0098] 本实施例中采用的甲烷化反应器只有中心筒，没有套筒，如图4、图5所示。中心筒8的高度为1500mm，壳体内径为1000mm，中心管直径为200mm，环隙间距为35mm，所采用的锥形管微反应通道长度为365mm，微通道反应气体入口处直径10mm，微通道反应产物出口处直径4mm，导流元件采用圆锥体(如图21所示)，其底面直径为3mm，长度为4mm，相邻导流元件间距为5mm，每个导流组件包含35个导流元件(实施例中为了便于观察，未全部给出)，导流元件通过固定轴固定于反应通道内；整个径向催化反应区内锥形管微反应通道10的数量为
41800根(为清楚显示，未全部示出)，所有锥形管的总体积占催化反应单元的体积的比例为
65.1％。
[0099] 本实施例所采用的甲烷化反应器中有两个取热设备，设置在中心筒中。两股冷却介质分别从壳体1外侧的1#冷却介质入口和2#冷却介质入口进入壳体1内，1#冷却介质入口与2#冷却介质入口各通过一根冷却介质管线同中心筒4内壁与微反应通道13的外壁所形成的封闭空间16流体连通，该封闭空间16通过穿过隔热材料区12的冷却介质管线与1#冷却介质出口和2#冷却介质出口流体连通，将冷却介质送出甲烷化反应器。
[0100] 实施例3
[0101] 如图9所示，本实施例的采用的流程与实施例1相同。不同之处在于本实施例的采用主甲烷化反应器和补充甲烷化反应器内部的取热设备不同，如图7、图8所示。
[0102] 本实施例中一氧化碳的转化率为100％，甲烷的选择性为97％，同时副产10.4MPa，530℃的超高压过热蒸汽。
[0103] 本实施例所采用的甲烷化反应器与实施例1所采用的甲烷化反应器的不同之处在于本实施例所采用的甲烷化反应器中的取热设备设置在两个集流道15中，冷却介质入口与介质出口之间通过设置在所述集流道15内且环绕中心筒4和套筒9的冷却介质管线流体连通。冷却介质从壳体1外侧的冷却介质入口进入壳体1内部，然后分成两股，一股经设置在内层集流道内环绕中心筒4的冷却介质管线对甲烷化反应器进行降温，另一股经设置在外层集流道内的由一根冷却介质管线绕制而成的管线筒对甲烷化反应器进行降温。
[0104] 本发明提供的甲烷化反应器结构紧凑、活性金属用量少；将该甲烷化反应器进行甲烷化反应时，床层压降小、单位体积催化剂生产强度大、反应物扩散路径较短、原料转化率高，无气体偏流和短路现象，且能及
时移除反应热，避免催化剂出现过热区域，延长了反应器的使用寿命，能够满足现行煤制替代天然气的生产过程。
[0105] 以上结合附图详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。
[0106] 此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。
