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一种生产替代 天然气的系统和工艺

阅读：581发布：2022-02-26

专利汇可以提供一种生产替代天然气的系统和工艺专利检索，专利查询，专利分析的服务。并且本发明公开了一种生产替代天然气的系统和工艺，该系统包括：绝热微通道反应装置、第一等温微通道反应装置、第二等温微通道反应装置、第三等温微通道反应装置、第一热量回收装置、第二热量回收装置、第一气液分离装置和第二气液分离装置。与现有技术相比，本发明的系统和工艺能够解决反应器压降损失大的问题，避免催化剂床层中出现的沟流和短路现象，延长了反应器使用寿命。，下面是一种生产替代天然气的系统和工艺专利的具体信息内容。

权利要求

1.一种生产替代天然气的系统，其特征在于，该系统包括：绝热微通道反应装置、第一等温微通道反应装置、第二等温微通道反应装置、第三等温微通道反应装置、第一热量回收装置、第二热量回收装置、第一气液分离装置和第二气液分离装置；
所述绝热微通道反应装置的气体出口与第一等温微通道反应装置的气体入口相连，所述第一等温微通道反应装置的气体出口分别与第三等温微通道反应装置的气体入口以及第一热量回收装置的气体入口相连，所述第一热量回收装置的气体出口与第二等温微通道反应装置的气体入口相连，所述第二等温微通道反应装置的气体出口与第一气液分离装置的气体入口相连，所述第一气液分离装置的气体出口与第三等温微通道反应装置的气体入口相连，所述第三等温微通道反应装置的气体出口与第二热量回收装置的气体入口相连，所述第二热量回收装置的气体出口与第二气液分离装置的气体入口相连，所述绝热微通道反应装置和所述第一等温微通道反应装置各自还具有原料气入口；
所述绝热微通道反应装置包括微通道反应器，所述微通道反应器包括圆筒形密封承压壳体（1）、从所述壳体（1）顶部伸入到壳体内部的进气管（2）、从所述壳体（1）底部伸入到壳体内部的出气管（3）、以及设置在所述壳体（1）内所述进气管（2）下方所述出气管（3）上方的径向催化反应区；所述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；
所述第一等温微通道反应装置、第二等温微通道反应装置和第三等温微通道反应装置各自独立地包括所述微通道反应器、冷却介质入口、冷却介质出口和位于所述微通道反应器中与所述冷却介质入口和冷却介质出口相连的取热设备；
所述微通道反应器的所述径向微反应通道（13）内设置有增加流体湍动作用的导流组件（14）；所述导流组件（14）包括与所述径向微反应通道（13）固定连接的固定轴（17）和串联在所述固定轴（17）上的导流元件（18），所述导流元件（18）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；
所述圆锥体和圆锥面的底面直径介于径向微反应通道（13）的微通道反应产物出口（7）的直径与径向微反应通道（13）的微通道反应气体入口（6）的直径之间；所述半球体、半球面、球面和球体的球面直径介于径向微反应通道（13）的微通道反应产物出口（7）的直径与径向微反应通道（13）的微通道反应气体入口（6）的直径之间；相邻两个所述导流元件（18）的间距不小于所述导流元件（18）的高度；
每个所述导流组件（14）包括3-50个所述导流元件（18）。
2.根据权利要求1所述的系统，其中，所述径向微反应通道（13）的内表面负载有催化活性组分；所述径向微反应通道（13）为选自锥形管、喇叭形管、Y形管和梯形管中的其中一种；
所述径向微反应通道（13）的直径在2-50毫米之间；所述径向微反应通道（13）的直径从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；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）的直径的比值为（1.1-20）：1；所述径向微反应通道（13）的内部空间的总体积为所述径向催化反应区的体积的30%-80%。
3.根据权利要求1所述的系统，其中，所述取热设备包括冷却介质管线；所述中心筒（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所述微反应通道（13）的封闭空间（16），每一个封闭空间（16）的上部通过所述冷却介质管线与所述冷却介质入口流体连通，每一个封闭空间（16）的下部通过所述冷却介质管线与所述冷却介质出口流体连通，并且每一个封闭空间（16）与所述进气管（2）、中心管（5）和出气管（3）均为流体不连通。
4.根据权利要求1所述的系统，其中，所述取热设备包括冷却介质管线；所述冷却介质入口与冷却介质出口之间通过设置在所述集流道（15）内且环绕所述中心筒（4）和/或所述套筒（9）的冷却介质管线流体连通。
5.根据权利要求1所述的系统，其中，所述第一等温微通道反应装置与第三等温微通道反应装置之间具有调节阀。
6.一种使用权利要求1-5中任意一项所述的生产替代天然气的系统来生产替代天然气的工艺，该工艺包括：
a、将煤气化得到的合成气原料分成两股，第一股合成气原料进入所述绝热微通道反应装置进行1#甲烷化反应，反应后的物料与第二股合成气原料一起进入所述第一等温微通道反应装置进行2#甲烷化反应，得到第一产物；
b、将所述第一产物分成两股，第一股第一产物进入所述第一热量回收装置，降低温度后进入所述第二等温微通道反应装置进行3#甲烷化反应，反应后的物料进入所述第一气液分离装置，分离了部分冷凝液的物料与第二股第一产物混合后进入所述第三等温微通道反应装置进行4#甲烷化反应，得到第二产物；
c、使第二产物进入所述第二热量回收装置，降低温度后进入所述第二气液分离装置，分离了部分冷凝液后得到满足质量要求的替代天然气产品。
7.根据权利要求6所述的工艺，其中，所述绝热微通道反应装置包括1-5台微通道反应器；所述第一等温微通道反应装置、第二等温微通道反应装置和第三等温微通道反应装置分别包括1-5台微通道反应器。
8.根据权利要求6所述的工艺，其中，所述合成气原料包括氢气及一氧化碳和/或二氧化碳，所述合成气的M值为2.9-3.3；所述M值为所述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；
所述1#甲烷化反应的条件、所述2#甲烷化反应的条件、所述3#甲烷化反应的条件和所述4#甲烷化反应的条件各自独立地为：反应温度为300-750℃，反应压力为2.3-5.5兆帕，体-1
积空速为2000-50000h ；第一股合成气原料与第二股合成气原料的体积比为1:（1-3.5）；第一股第一产物与第二股第一产物的体积比为（1-10）:1。
9.根据权利要求8所述的工艺，其中，当所述第一等温微通道反应装置中的氢气转化率不低于55%时，打开所述调节阀，使所述第二股第一产物进入所述第三等温微通道反应装置进行反应；当所述第一等温微通道反应装置中的氢气转化率不足55%时，关闭所述调节阀，使所述第一产物全部依次通过所述第一热量回收装置、第二等温微通道反应装置以及第一气液分离装置，再进入所述第三等温微通道反应装置进行反应。

说明书全文

一种生产替代天然气的系统和工艺

技术领域

[0001] 本发明涉及一种生产替代天然气的系统和工艺。

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] 微通道反应器作为微反应器中的一类，将其运用甲烷化反应还鲜有报道。中国专利CN203540513U公开了一种用于甲烷化工艺的微通道反应器，该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；中国专利CN102151531A公开了一种微通道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。

[0006] 因此，降低反应器压降损失，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，充分延长催化剂的使用寿命，满足反应器大型化的需求，是生产替代天然气亟待解决的技术问题。

发明内容

[0007] 本发明的目的在于解决现有技术的不足，提供一种生产替代天然气的系统和工艺，该系统和工艺能够降低反应体系压降损失，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。

[0008] 为了实现上述目的，本发明第一方面：提供一种生产替代天然气的系统，该系统包括：绝热微通道反应装置、第一等温微通道反应装置、第二等温微通道反应装置、第三等温微通道反应装置、第一热量回收装置、第二热量回收装置、第一气液分离装置和第二气液分离装置；绝热微通道反应装置的气体出口与第一等温微通道反应装置的气体入口相连，第一等温微通道反应装置的气体出口分别与第三等温微通道反应装置的气体入口以及第一热量回收装置的气体入口相连，第一热量回收装置的气体出口与第二等温微通道反应装置的气体入口相连，第二等温微通道反应装置的气体出口与第一气液分离装置的气体入口相连，第一气液分离装置的气体出口与第三等温微通道反应装置的气体入口相连，第三等温微通道反应装置的气体出口与第二热量回收装置的气体入口相连，第二热量回收装置的气体出口与第二气液分离装置的气体入口相连，绝热微通道反应装置和第一等温微通道反应装置各自还具有原料气入口；绝热微通道反应装置包括微通道反应器，微通道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、以及设置在壳体内进气管下方出气管上方的径向催化反应区；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微通道反应产物出口通过中心管与出气管流体连通；第一等温微通道反应装置、第二等温微通道反应装置和第三等温微通道反应装置各自独立地包括微通道反应器、冷却介质入口、冷却介质出口和位于微通道反应器中与冷却介质入口和冷却介质出口相连的取热设备。

[0009] 优选地，微通道反应器的径向微反应通道内设置有增加流体湍动作用的导流组件；导流组件包括与径向微反应通道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；圆锥体和圆锥面的底面直径介于径向微反应通道的微通道反应产物出口的直径与径向微反应通道的微通道反应气体入口的直径之间；半球体、半球面、球面和球体的球面直径介于径向微反应通道的微通道反应产物出口的直径与径向微反应通道的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；每个导流组件包括3-50个导流元件。

[0010] 优选地，径向微反应通道的内表面负载有催化活性组分；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；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微通道反应气体入口向微通道反应产物出口的方向逐渐减小；微通道反应气体入口的直径与微通道反应产物出口的直径的比值为(1.1-20)：1；径向微反应通道的内部空间的总体积为径向催化反应区的体积的30％-80％。

[0011] 优选地，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。

[0012] 优选地，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。

[0013] 优选地，第一等温微通道反应装置与第三等温微通道反应装置之间具有调节阀。

[0014] 本发明第二方面：提供一种使用本发明第一方面的生产替代天然气的系统来生产替代天然气的工艺，该工艺包括：a、将煤气化得到的合成气原料分成两股，第一股合成气原料进入绝热微通道反应装置进行1#甲烷化反应，反应后的物料与第二股合成气原料一起进入第一等温微通道反应装置进行2#甲烷化反应，得到第一产物；b、将第一产物分成两股，第一股第一产物进入第一热量回收装置，降低温度后进入第二等温微通道反应装置进行3#甲烷化反应，反应后的物料进入第一气液分离装置，分离了部分冷凝液的物料与第二股第一产物混合后进入第三等温微通道反应装置进行4#甲烷化反应，得到第二产物；c、使第二产物进入第二热量回收装置，降低温度后进入第二气液分离装置，分离了部分冷凝液后得到满足质量要求的替代天然气产品。

[0015] 优选地，绝热微通道反应装置包括1-5台微通道反应器。

[0016] 优选地，第一等温微通道反应装置、第二等温微通道反应装置和第三等温微通道反应装置分别包括1-5台微通道反应器。

[0017] 优选地，合成气原料包括氢气及一氧化碳和/或二氧化碳，合成气的M值为2.9-3.3；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#甲烷化反应的条件为：反应温度为300-750℃，反应压力为2.3-5.5兆帕，体积空速为2000-50000h-1；2#甲烷化反应的条件为：反应温度为300-750℃，反应压力为2.3-5.5兆帕，体积空速为2000-50000h-1；3#甲烷化反应的条件为：反应温度为300-750℃，反应压力为2.3-5.5兆帕，体积空速为2000-50000h-1；4#甲烷化反应的条件为：反应温度为
300-750℃，反应压力为2.3-5.5兆帕，体积空速为2000-50000h-1；第一股合成气原料与第二股合成气原料的体积比为1:(1-3.5)；第一股第一产物与第二股第一产物的体积比为(1-
10):1。

[0019] 优选地，当第一等温微通道反应装置中的氢气转化率不低于55％时，打开调节阀，使第二股第一产物进入第三等温微通道反应装置进行反应；当第一等温微通道反应装置中的氢气转化率不足55％时，关闭调节阀，使第一产物全部依次通过第一热量回收装置、第二等温微通道反应装置以及第一气液分离装置，再进入第三等温微通道反应装置进行反应。

[0020] 与现有技术相比，本发明提供的生产替代天然气的系统和工艺具有如下[0021] 有益效果：

[0022] 1、采用绝热微通道反应装置和等温微通道反应装置相结合，能够最大限度的发挥微反应通道反应效率高、换热性能高、床层温度分布均匀等特点，能够避免催化剂床层的短路和沟流现象的发生；采用串并联的形式布置绝热和等温微通道反应装置，有利于整个反应体系温度的调控，通过调节原料气进料量可以有效实现对绝热微通道反应装置的超温保护；

[0023] 2、相比于传统的多级串连绝热固定床反应器，采用添加取热设备的微通道反应器可以有效移除反应过程中放出的热量，使得整个反应体系压降降低，不需要循环反应物料，大大的降低了设备投资，工艺流程以及控制都得到了简化；

[0024] 3、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] 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

[0026] 附图是用来提供对本实用新型的进一步理解，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实用新型，但并不构成对本实用新型的限制。在附图中：

[0027] 图1是本发明提供的生产替代天然气系统的一种具体实施方式的流程示意图；

[0028] 图2是本发明提供的生产替代天然气系统中的微通道反应器的一种具体实施方式的结构示意图；

[0029] 图3是本发明提供的生产替代天然气系统中的微通道反应器的一种具体实施方式的剖视图(即图2中A-A面的剖视图)；

[0030] 图4是本发明提供的生产替代天然气系统中等温微通道反应装置的一种具体实施方式的结构示意图；

[0031] 图5是本发明提供的生产替代天然气系统中等温微通道反应装置的一种具体实施方式的剖视图(即图4中A-A面的剖视图)；

[0032] 图6是本发明提供的生产替代天然气系统中的微通道反应器的另一种具体实施方式的结构示意图；

[0033] 图7是本发明提供的生产替代天然气系统中的微通道反应器的另一种具体实施方式的剖视图(即图6中A-A面的剖视图)；

[0034] 图8是本发明提供的生产替代天然气系统中等温微通道反应装置的另一种具体实施方式的结构示意图；

[0035] 图9是本发明提供的生产替代天然气系统中等温微通道反应装置的另一种具体实施方式的剖视图(即图8中A-A面的剖视图)；

[0036] 图10是本发明提供的生产替代天然气系统中的微通道反应器的一种具体实施方式所采用的具有导流组件的锥形管微反应通道示意图；

[0037] 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)；

[0038] 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)；

[0039] 图13是本发明提供的生产替代天然气系统中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；

[0040] 图14是本发明提供的生产替代天然气系统中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；

[0041] 图15是本发明提供的生产替代天然气系统中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；

[0042] 图16是本发明提供的生产替代天然气系统中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；

[0043] 图17是本发明提供的生产替代天然气系统中所采用的导流组件的一种具体实施方式(半球体)的示意图；

[0044] 图18本发明提供的生产替代天然气系统中所采用的导流组件的一种具体实施方式(半球面)的示意图；

[0045] 图19本发明提供的生产替代天然气系统中所采用的导流组件的一种具体实施方式(球面)的示意图；

[0046] 图20本发明提供的生产替代天然气系统中所采用的导流组件的一种具体实施方式(球体)的示意图；

[0047] 图21本发明提供的生产替代天然气系统中所采用的导流组件的一种具体实施方式(圆锥体)的示意图；

[0048] 图22本发明提供的生产替代天然气系统中所采用的导流组件的一种具体实施方式(圆锥面)的示意图。

[0049] 附图标记说明

[0050] 1 壳体 2 进气管 3 出气管 4 中心筒

[0051] 5 中心管 6 微通道反应气体入口 7 微通道反应产物出口

[0052] 8 环隙 9 套筒 10 第一气体分布器 11 第二气体分布器

[0053] 12 隔热材料区 13 径向微反应通道 14 导流组件

[0054] 15 集流道 16 封闭空间17固定轴 18 导流元件

具体实施方式

[0055] 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。

[0056] 本发明第一方面：提供一种生产替代天然气的系统，该系统包括：绝热微通道反应装置、第一等温微通道反应装置、第二等温微通道反应装置、第三等温微通道反应装置、第一热量回收装置、第二热量回收装置、第一气液分离装置和第二气液分离装置；绝热微通道反应装置的气体出口与第一等温微通道反应装置的气体入口相连，第一等温微通道反应装置的气体出口分别与第三等温微通道反应装置的气体入口以及第一热量回收装置的气体入口相连，第一热量回收装置的气体出口与第二等温微通道反应装置的气体入口相连，第二等温微通道反应装置的气体出口与第一气液分离装置的气体入口相连，第一气液分离装置的气体出口与第三等温微通道反应装置的气体入口相连，第三等温微通道反应装置的气体出口与第二热量回收装置的气体入口相连，第二热量回收装置的气体出口与第二气液分离装置的气体入口相连，绝热微通道反应装置和第一等温微通道反应装置各自还具有原料气入口；绝热微通道反应装置包括微通道反应器，微通道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、以及设置在壳体1内进气管2下方出气管3上方的径向催化反应区；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；
第一等温微通道反应装置、第二等温微通道反应装置和第三等温微通道反应装置各自独立地包括微通道反应器、冷却介质入口、冷却介质出口和位于微通道反应器中与冷却介质入口和冷却介质出口相连的取热设备。

[0057] 根据本发明的第一方面，为了提高原料气的转化率，在微通道反应器的径向微反应通道13内可以设置有增加流体湍动作用的导流组件14，该导流组件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、图17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)。

[0058] 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，优选地，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，优选地，其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之间的距离不小于所述导流元件18的高度。

[0059] 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3-50个。

[0060] 根据本发明的第一方面，所述中心筒4以及所述套筒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。所述中心筒4的直径与中心管5的直径之比以及所述中心筒4的直径与所述套筒9的直径之比均可以为适合的任意比。

[0061] 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。可以根据实际反应情况来调整套筒9的数量，所述套筒9的数量可以为1-100个，优选为2-50个，更进一步优选为5-20个。

[0062] 根据本发明的第一方面，为了使微通道反应器能够用于催化反应，径向微反应通道13的内表面可以负载有催化活性组分。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，例如运用于合成气甲烷化反应时，负载的活性组分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。

[0063] 根据本发明的第一方面，为了保证反应效率，径向微反应通道13的直径可以在2-50毫米之间。微反应通道13的直径可以从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)。优选地，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，进一步优选为(2-10)：1。

[0064] 根据本发明的第一方面，为了兼顾反应效率和反应器的温度控制，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40％-65％。

[0065] 根据本发明的第一方面，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。

[0066] 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所述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所常规使用的，本发明不再赘述，气体分布器优选设置有两个。

[0067] 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，催化反应区的底部与壳体1的底面之间可以设置有隔热材料区12。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。

[0068] 根据本发明的第一方面，第一等温微通道反应装置、第二等温微通道反应装置和第三等温微通道反应装置通过冷却介质移除反应热量达到降低反应器温度的目的，故可以在微通道反应器上添加冷却介质入口、冷却介质出口和径向催化反应区的取热设备，取热设备包括冷却介质管线。根据本发明第一方面的一种具体实施方式，第一等温微通道反应装置、第二等温微通道反应装置和第三等温微通道反应装置所采用的微通道反应器可以在壳体1的上部相对地设置有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。

[0069] 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。

[0070] 根据本发明的第一方面，为了更好的适应反应物料的变化情况，在第一等温微通道反应装置与第三等温微通道反应装置之间还可以设置有调节阀。

[0071] 本发明第二方面：提供一种使用本发明第一方面的生产替代天然气的系统来生产替代天然气的工艺，该工艺包括：a、将煤气化得到的合成气原料分成两股，第一股合成气原料进入绝热微通道反应装置进行1#甲烷化反应，反应后的物料与第二股合成气原料一起进入第一等温微通道反应装置进行2#甲烷化反应，得到第一产物；b、将第一产物分成两股，第一股第一产物进入第一热量回收装置，降低温度后进入第二等温微通道反应装置进行3#甲烷化反应，反应后的物料进入第一气液分离装置，分离了部分冷凝液的物料与第二股第一产物混合后进入第三等温微通道反应装置进行4#甲烷化反应，得到第二产物；c、使第二产物进入第二热量回收装置，降低温度后进入第二气液分离装置，分离了部分冷凝液后得到满足质量要求的替代天然气产品。

[0072] 根据本发明的第二方面，为了实现设备的最大利用效率，获得满足质量要求的替代天然气产品，绝热微通道反应装置可以包括1-5台微通道反应器，优选包括1-2台微通道反应器；第一等温微通道反应装置、第二等温微通道反应装置和第三等温微通道反应装置分别可以包括1-5台微通道反应器，优选分别包括1-2台微通道反应器。

[0073] 根据本发明的第二方面，合成气原料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2.9-3.3的合成气，进一步优选为M值为2.95-3.05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。

[0074] 根据本发明的第二方面，1#甲烷化反应的条件可以为：反应温度为300-750℃，优选为450℃-650℃，反应压力为2.3-5.5兆帕，优选为2.8-3.5兆帕，体积空速为2000--1 -150000h ，优选为5000-19000h ；所述2#甲烷化反应的条件为：反应温度为300-750℃，优选为450℃-650℃，反应压力为2.3-5.5兆帕，优选为2.8-3.5兆帕，体积空速为2000-50000h-1，优选为5000-19000h-1；所述3#甲烷化反应的条件为：反应温度为300-750℃，优选为450℃-
650℃，反应压力为2.3-5.5兆帕，优选为2.8-3.5兆帕，体积空速为2000-50000h-1，优选为
5000-19000h-1；所述4#甲烷化反应的条件为：反应温度为300-750℃，优选为450℃-650℃，反应压力为2.3-5.5兆帕，优选为2.8-3.5兆帕，体积空速为2000-50000h-1，优选为5000-
19000h-1；第一股合成气原料与第二股合成气原料的体积比为1:(1-3.5)；第一股第一产物与第二股第一产物的体积比为(1-10):1。

[0075] 根据本发明的第二方面，为了更好的适应反应物料的变化情况、提高反应效率，当第一等温微通道反应装置中的氢气转化率不低于55％时，可以打开调节阀，使第二股第一产物进入第三等温微通道反应装置进行反应；当第一等温微通道反应装置中的氢气转化率不足55％时，可以关闭调节阀，使第一产物全部依次通过第一热量回收装置、第二等温微通道反应装置以及第一气液分离装置，再进入第三等温微通道反应装置进行反应。

[0076] 根据本发明的第二方面，热量回收装置、气液分离装置、调节阀是本领域技术人员所熟知的，本发明对其没有特别的限制。

[0077] 根据本发明的第二方面，通过本发明的工艺所生产的替代天然气品的热值为36.0-36.5MJ/m3，可以满足GB17820-2012《天然气》中规定的一类天然气质量(热值≥36MJ/
3
m)要求。

[0078] 下面将通过实施例对本发明进行一步地说明，但是本发明并不因此而受到任何限制。

[0079] 实施例1

[0080] 本实施例中，绝热微通道反应装置、第一等温微通道反应装置、第二等温微通道反应装置和第三等温微通道反应装置都分别设置一台微通道反应器，并且关闭第一等温微通道反应装置和第三等温微通道反应装置之间的调节阀。

[0081] 本实施例中绝热微通道反应装置所采用的微通道反应器如图2所示，包括径向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、出气管3和径向催化反应区。进气管2下部设有第一气体分布器10，第一气体分布器10的下方设置有第二气体分布器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，中心筒4与顶部密封板、底部密封板密封连接，中心筒4与壳体1之间具有环隙8，环隙8与进气管2流体联通，中心筒4中心具有中心管5，中心管5与出气管3流体联通。中心筒4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为锥形管，如图13所示；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41800根(为清楚显示，未全部示出)。微反应通道13内设置有导流组件14，导流元件18选择的是大小相同的圆锥体，如图10、图21所示。径向微反应通道内表面负载活性金属NiO的量为15.5g/m2。

[0082] 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，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，导流元件锥体底面直径为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，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％。

[0083] 本实施例中第一等温微通道反应装置、第二等温微通道反应装置和第三等温微通道反应装置所采用的反应器在壳体内径、催化反应区高度、微通道数量等结构参数上与绝热微通道反应装置所采用的微通道反应器完全相同，此外还包括冷却介质入口、冷却介质出口和两个取热设备，取热设备设置在中心筒中，如图4所示。两股冷却介质分别从壳体外侧的1#冷却介质入口和2#冷却介质入口进入壳体内，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内壁与微反应通道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，将冷却介质送出反应器。冷却介质入口进入的是冷却水，出口产生蒸汽。

[0084] 使来自煤气化得到的合成气原料经过净化处理，合成气原料净化后的总硫含量为65ppb～100ppb，CO、CO2、H2、CH4、H2O的体积百分数分别为8.7％、4.0％、42.1％、29.5％、
15.7％，原料进料压力为3.5MPa，进料温度为285℃，原料M＝3.0。

[0085] 将合成气原料分两股，第一股合成气原料进入绝热微通道反应装置，其空速为9500h-1，出口温度为645℃，反应后的物料与第二股合成气原料混合后一起进入第一等温微通道反应装置，第一股合成气与第二股合成气的体积比为35:65，第一等温微通道反应装置中的空速为15000h-1，反应器出口温度580℃，出口压力为3.47MPa，经第一等温微通道反应装置反应后氢气的转化率为50.4％；反应后的物料在第一热量回收装置中回收部分反应热，物料降温至300℃，降温后的反应物料进入第二等温微通道反应装置，第二等温微通道反应装置的出口温度为430℃，出口压力为3.45MPa，反应后的物料进入第一气液分离装置，分离了部分水蒸汽的反应物料继续进入第三等温微通道反应装置，反应完成后的产物经过第二热量回收装置和第二气液分离装置分离水分后，得到替代天然气产品气。

[0086] 本实施例中的四台微通道反应器压降合计0.085MPa，原料CO转化率达到了100％，目标产物CH4的选择性为98.5％。微通道反应器内床层温度相差不超过3.5℃，进一步说明了微通道反应器内流体分布较为均匀，不会出现飞温现象，经过1000h的稳定实验，未发现微通道反应器内明显的积炭。

[0087] 本实施例中得到的替代天然气产品热值为36.28MJ/m3，满足GB17820-2012《天然气》中规定的一类产品质量要求，一类气要求热值≥36MJ/m3。

[0088] 实施例2

[0089] 本实施例采用的工艺流程与实施例1相同，不同之处在于打开第一等温微通道反应装置和第三等温微通道反应装置之间的调节阀，使得部分反应物料直接从第一等温微通道反应装置进入第三等温微通道反应装置。

[0090] 本实施例中绝热微通道反应装置所采用的微通道反应器与实施例1的反应器的不同之处在于，本实施例中在中心筒外设置有两个套筒，如图6、图7所示，两个套筒之间以及内层套筒与中心筒之间形成集流道，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63000根(为清楚显示，未全部示出)。两个套筒与中心筒的床层厚度相同(径向距离相同)，在本实施例中集流道宽度为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，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43.0％。

[0091] 本实施例中第一等温微通道反应装置、第二等温微通道反应装置和第三等温微通道反应装置所采用的微通道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，如图8、图9所示。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的冷却介质管线对微通道反应器进行降温，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微通道反应器进行降温。

[0092] 本实施例中的合成气原料组成为总硫含量为65ppb～100ppb，CO、CO2、H2、CH4、H2O的体积百分数分别为8.9％、6.0％、50.4％、16.2％、18.5％，原料进料压力3.5MPa，进料温度为280℃，原料M＝2.98。将合成气原料分两股，第一股合成气原料进入绝热微通道反应装置，其空速为10000h-1，出口温度为650℃，反应后的物料与第二股合成气原料混合后一起进入第一等温微通道反应装置，第一股合成气与第二股合成气的体积比为38.5:61.5，第一等温微通道反应装置中的空速为14500h-1，反应器出口温度565℃，出口压力为3.48MPa。经第一等温微通道反应装置反应后氢气转化率为61.7％，反应物料按3:2的体积比，两等份进入第三等温微通道反应器装置，三等份进入第一热量回收装置。反应物料经过反应、热量回收、气液分离等工艺后，得到替代天然气产品气。

[0093] 本实施例中四台微通道反应器压降合计0.07MPa，原料CO转化率达到了100％，目标产物CH4的选择性为98％。

[0094] 本实施例中得到的替代天然气产品热值为36.05MJ/m3，能够满足GB17820-2012《天然气》中规定的一类产品质量要求。

[0095] 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。

[0096] 另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。

[0097] 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。

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