煤化工工艺学课件—06煤制天然气.pptx
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第六章煤制天然气6.1煤制天然气概况第六章煤制天然气6.2基本原理和工艺流程6.3煤制天然气工艺技术6.4甲烷化反应器6.5甲烷化催化剂及失活6.6煤制天然气经济分析6.1煤制天然气概况第八章煤制天然气6.2基本原理和工艺流程6.3煤制天然气工艺技术6.4甲烷化反应器6.5甲烷化催化剂及失活6.6煤制天然气经济分析6.1煤制天然气概况煤制天然气:
2009年新疆庆华循环经济园55亿立方米/年煤制天然气及其配套项目6.1煤制天然气概况内蒙古汇能煤化工有限公司煤制天然气项目鸟瞰图6.1煤制天然气概况前景:
2017年,我国天然气消费量2404亿立方米,近十年,年均增长15.8%。
根据国际能源署(IEA)2018年的天然气报告显示,由于减少空气污染的政策,至2023年,中国的天然气需求预计增长60%。
预计2017年至2023年期间,中国将占全球天然气消费增长的37%。
6.1煤制天然气概况前景:
煤炭转化为能源产品的能量效率由低到高顺序为:
煤制油(34.8%)、煤制二甲醚(37.9%)、煤制甲醇(41.8%)、发电(45%)、煤制天然气(5052%)。
由此可以看出,煤制天然气的能量效率最高,是最有效的煤炭利用方式,也是煤制能源产品的最优方式。
6.1煤制天然气概况煤制天然气:
煤制天然气技术是利用褐煤等劣质煤炭,通过煤气化、净化、变换、酸性气体脱除、甲烷化、干燥等工艺生产合成天然气(SyntheticNaturalGas,SNG)的技术。
煤制天然气的能源转化效率较高,技术已基本成熟,是生产石油替代产品的有效途径之一。
产品气中甲烷含量达到94%以上,低位热值达34750kJ/Nm3以上时,能够满足GB17820-2012天然气中一类民用天然气标准,可以替代现有天然气,满足管输要求。
6.1煤制天然气概况煤制天然气工艺产物优势无H2S、热值高、杂质含量低属于高效清洁燃料工艺优势工艺简单、投资省、能效高、耗水少通过天然气管网便于长距离运输排放的CO2纯度高,便于碳捕集与封存能实现低碳化生产煤制天然气工艺是我国重点发展的煤炭高效清洁利用的绿色化工路线。
6.1煤制天然气概况第六章煤制天然气6.2基本原理和工艺流程6.3煤制天然气工艺技术6.4甲烷化反应器6.5甲烷化催化剂及失活6.6煤制天然气经济分析6.2.1基本原理煤经气化生产出合成气(主要组分为CO和H2),然后合成甲烷的过程称为煤制天然气。
其原理就是合成气的甲烷化反应,化学方程式如下:
CO+3H2=CH4+H2OH0=206.2kJ/mol(6-1)CO+H2O=CO2+H2H0=38.4kJ/mol(6-2)CO2+4H2=CH4+2H2OH0=165.0kJ/mol(6-3)6.2.1基本原理甲烷化反应特点:
l为强放热、快速率的自平衡反应,温度升高到一定程度后反应速率快速下降且向相反方向(左)进行。
l为体积缩小的反应,增加反应压力,一方面有利于提高反应速率,另一方面有助于推动反应向甲烷合成的方向进行,增加压力可以在很大程度上减小装置体积,提高装置产能。
l为绝热温升大的反应。
绝热反应条件下进行时:
气体中每转化1%的CO和CO2的绝热升温分别为72和65。
甲烷化反应原料气体中CO+CO2含量通常为2425%,体系的绝热温升很大。
6.2.1基本原理该过程中发生的副反应为:
2CO=CO2+CH0=173.3kJ/mol(6-4)C+2H2=CH4H0=84.3kJ/mol(6-5)上述反应在甲烷合成的温度下,达到平衡是很慢的。
当有碳的沉积产生时会造成催化剂的失活。
目前,甲烷化技术已在大规模的合成气制天然气上应用,最大的问题是催化剂的耐高温和强放热反应器的设计制作上。
6.2.2合成气甲烷化机理1.早期机理:
lCO首先在催化剂上解离并形成碳化物,随后进行部分加氢,加氢产物(CH)聚合成烃;lCO首先进行部分加氢,随后加氢产物(HCHO)进行脱水缩聚和(或)加氢;lCO插入金属氢键之间,引发反应,并通过不断插入使烃链增长。
6.2.2合成气甲烷化机理1.早期机理:
l根据CO在催化剂表面吸附解离的实验证据,产生了新的机理假设:
CO在催化剂表面解离得到表面碳原子(C),部分加氢(CH)后通过CO的不断插入和部分氢解作用使链增长,最终加氢使链终止。
l随后,又有人指出不含氧原子的烃合成,应由催化剂表面CO的吸附解离引发,然后进行加氢和聚合;含氧原子的醛以及高级醇合成,是在烃合成中间体与金属之间插入CO,之后进行加氢。
6.2.2合成气甲烷化机理2.现代机理:
l现代甲烷化机理研究认为,CO中的C可以与一个金属原子线性成键,或者与两个金属原子形成桥键,不同成键方式的稳定性与特定种类的金属催化剂有关。
l对于Pd和Ni,桥式吸附态更为稳定,而对于Pt和Rh,则是线性吸附态更为稳定。
l对于Ni基催化剂的研究认为,在不存在氢气的高真空环境下,CO解离遵循歧化路线,而在工业富氢条件下,CO解离则是通过COH过渡态路线。
6.2.3煤制天然气工艺流程甲烷化技术煤间接甲烷化煤间接甲烷化煤煤首先经首先经气气化化制制合成气;合成气;合合成成气气再再经经净净化化和和水水汽汽变变换换调调整整H2/CO比比后后进进行行甲甲烷烷化的过程。
化的过程。
已实现工业化运行。
已实现工业化运行。
煤煤制天然气制天然气工艺工艺煤直接甲烷化煤直接甲烷化一一定定的的温温度度和和压压力力下下用用煤直接煤直接制富制富甲烷气的工艺甲烷气的工艺。
目前目前处于研究阶段。
处于研究阶段。
6.2.3煤制天然气工艺流程一、煤间接甲烷化过程煤间接甲烷化工艺主要包括:
空分、煤气化、气体净化、变换反应、酸性气体脱除和甲烷化六个单元。
空分气化气体净化变换反应酸性气体脱除甲烷化水蒸气去除颗粒物及焦油等原料煤SNG产品空气图6-1煤炭间接甲烷化工艺流程6.2.3煤制天然气工艺流程一、煤间接甲烷化过程空分单元用于制备煤气化时所需的氧气,指利用分离气体来生产氧气、氮气、氩气的一套工业设备。
空气的主要组成部分是氮(N2约78%),氧(O2约21%)以及稀有气体(He、Ne和Ar等约1%)。
空气中的主要杂质是水分(H2O),二氧化碳(CO2)以及碳氢化合物(CnHm)等。
空气的分离就是除去空气中的有害杂质,并把混合气体分离成氧、氮、氩等“纯”气体。
空气分离的基本原理是由于空气中氧、氮、氩组分的泡点(露点、沸点)温度不同,从而得以互相分离:
N2:
-195.8Ar:
-185.9O2:
-183.06.2.3煤制天然气工艺流程空分单元示意图空气入口空气入口过滤过滤初步初步压缩压缩空气初空气初步净化步净化再次再次压缩压缩膨胀膨胀制冷制冷分离分离压缩送气压缩送气入管网入管网稀有气体回收稀有气体回收灌装到液体槽车灌装到液体槽车灌装到瓶灌装到瓶灌装到低温储槽灌装到低温储槽6.2.3煤制天然气工艺流程一、煤间接甲烷化过程Lurgi气化工艺流程6.2.3煤制天然气工艺流程一、煤间接甲烷化过程粗煤气中的固体颗粒物及少量煤焦油在净化单元去除。
净化单元6.2.3煤制天然气工艺流程一、煤间接甲烷化过程变换单元通过水汽变换反应使部分CO转化为H2,调整H2和CO体积比。
变换单元6.2.3煤制天然气工艺流程一、煤间接甲烷化过程酸性气体脱除是指在1740下,利用甲醇对H2S和CO2优良的吸收性能,脱除变换气中的H2S和CO2,得到净化气。
酸性气体的危害:
硫化氢是毒性极强的气体,污染环境,工作区要求空气中小于10mg/m3。
酸性气体的存在会造成金属材料腐蚀。
当天然气作为化工原料时,它们将导致催化剂中毒,影响产品质量;天然气中CO2含量过高,使气体的热值达不到要求。
在冷凝分离过程中,CO2会形成干冰,堵塞管道和设备。
6.2.3煤制天然气工艺流程一、煤间接甲烷化过程甲烷化单元是指在一定温度(250675)、压力(2.33.2MPa)和镍基催化剂存在下,合成气在反应器中通过甲烷化反应生成甲烷。
6.2.3煤制天然气工艺流程一、煤间接甲烷化过程在甲烷化工艺过程中,在选择反应条件时,应考虑以下因素:
反应温度应在200以上,甲烷的生成速率能达到足够高的反应速率,同时可减少低温时生成的挥发性羰基镍Ni(CO)4化合物,减少催化剂的流失。
当压力不变而反应温度升高时,由于热力学平衡的影响,甲烷的含量将降低,若要达到使CO完全加氢的目标,反应宜分步进行:
第一步在尽可能高的合理温度下进行,以便充分利用反应热;第二步残余的CO加氢应在低温下进行,以便最大限度进行甲烷化反应。
6.2.3煤制天然气工艺流程一、煤间接甲烷化过程低温下被抑制的CO析碳反应速率在450以上不规律地增加,并能迅速导致催化剂失活,为避免催化剂的积碳,应在原料气中加入蒸汽,使气体的温升减小,从而抑制析碳反应。
避免消耗能量的工艺步骤,例如压缩或中间冷却等工艺;减少催化剂的体积,延长其寿命,使投资费用和操作费用最低。
金属粒子和催化剂载体的热稳定性在约500以上会迅速下降,出现烧结和微晶增大,引起催化剂活性降低。
镍催化剂的常用反应温度约280500,催化剂寿命超过1年甚至5年以上。
提高压力有助于甲烷的合成,但受煤制合成气的操作压力和净化过程(如变换、脱碳等)的限制。
为了避免原料气高能耗的中间压缩过程,应尽可能提高煤制合成气的压力。
6.2.3煤制天然气工艺流程二、煤直接甲烷化过程直接甲烷化技术是将煤气化和甲烷化合并为一个单元,在碱金属/碱土金属催化作用下,直接由煤生产富甲烷气体的技术,如图8-2所示,分为加氢气化工艺和催化气化工艺。
煤灰和催化剂分离煤直接甲烷化气体净化气体分离煤去除颗粒物及焦油等灰SNG产品CO和H2水蒸气催化剂图6-2煤炭直接甲烷化工艺流程6.2.3煤制天然气工艺流程二、煤直接甲烷化过程该工艺除发生上述间接甲烷化化学反应外,还直接发生以下反应:
Ccoal+2H2=CH4除了直接甲烷化反应单元外,其主要附属单元还包括气体净化、气体分离、煤灰和催化剂分离等。
直接甲烷化工艺不需要空分装置,但催化剂分离困难,且容易失活。
6.2.3煤制天然气工艺流程二、煤直接甲烷化过程加氢气化过程中,煤直接与氢气反应生成甲烷,目前工业上应用较少。
加氢气化特点1、加氢气化过程是放热反应,不需要外界提供大量热量来维持气化反应体系的温度条件;2、其温度范围为:
600900;3、其压力范围为:
35MPa。
主要缺点1、反应过程中需要有大量的氢气参与,部分氢气可以通过甲烷蒸气重整获得;2、还需要较为昂贵的钾钠锂盐作催化剂,导致整个工艺经济性较差,未能实现工业化应用。
6.1煤制天然气概况第六章煤制天然气6.2基本原理和工艺流程6.3煤制天然气工艺技术6.4甲烷化反应器6.5甲烷化催化剂及失活6.6煤制天然气经济分析6.3煤制天然气工艺技术绝热甲烷化技术等温甲烷化技术发展较早;反应器的筒体内装催化剂,可以是轴向或径向发展较晚;多采用流化床、浆态床等反应器;离工业化阶段还有一段距离用途:
在合成氨和燃料电池等工业中用于富H2中少量CO的去除、CO2甲烷化来降低CO2的排放、城市煤气中CO解毒以增加其热值等,特别是应用于生物质热解气、焦炉煤气和劣质煤气化制合成天然气。
6.3.1甲烷化工艺回路绝热式反应器是指不与外界进行热交换的反应器。
绝热甲烷化工艺多采用固定床反应器,实际上,固定床反应器是一种气固两相、结构简单的反应器,早期被用于燃料电池工业和合成氨工艺中,去除净化气体中少量的CO,防止催化剂中毒。
在这些应用中,因CO含量低,反应的放热量小,气体体积热容足够大,反应热的移除不是问题。
6.3.1甲烷化工艺回路在煤制天然气甲烷化工艺中,由于反应强度较大,反应物起始组成中新鲜气CO+CO2的含量在2025%左右,体系的温升很大,单纯的一个绝热反应器是不能实现这个目的,因此要用多段反应器串联才行。
即可以将甲烷化反应分成几段来进行,分段用废热锅炉回收反应热。
为了在工业上平稳地实现这个反应,可采用冷激法和稀释法控制反应温度。
6.3.1甲烷化工艺回路
(1)稀释法用反应后的循环气来稀释合成原料气以控制甲烷化反应器的出口温度,然后用废热锅炉回收反应产生的热量得到高压蒸气。
这样,进入反应器的气体流量明显增加,从而降低了反应气体中CO+CO2的浓度。
该方法有一定的能量损耗。
(2)冷激法在反应器催化床层之间,不断加入低温的新鲜气,从而降低入口气体的温度和CO+CO2的浓度。
这部分气体一部分用于反应,一部分用于冷激。
6.3.2绝热甲烷化工艺一、鲁奇甲烷化工艺背景:
鲁奇甲烷化技术首先由鲁奇公司、南非沙索公司在20世纪70年代开始在两个半工业化实验厂进行试验,证明了煤气进行甲烷化可制取合格的天然气,其中CO转化率可达100%,CO2转化率可达98%,产品甲烷含量可达95%,低热值达355780kJ/Nm3,完全满足生产天然气的需求。
6.3.2绝热甲烷化工艺一、鲁奇甲烷化工艺图8-3鲁奇绝热固定床甲烷化工艺流程图6.3.2绝热甲烷化工艺一、鲁奇甲烷化工艺该工艺采用三个固定床反应器,前两个反应器为高温反应器,串并联相结合。
CO转化为CH4的反应主要在这两个反应器内进行,称大量甲烷化反应器。
原料气分成两股分别进入第一、第二反应器。
在第一反应器和第二反应器间设有循环管线(二段循环),以防止第一反应器出口超温。
反应器出口处设有废锅或换热器回收反应热,提高热效率。
第三个反应器为低温反应器,用来将前两个反应器未反应的CO转化为CH4,使合成天然气的甲烷含量达到需要的水平,称补充甲烷化反应器。
6.3.2绝热甲烷化工艺一、鲁奇甲烷化工艺鲁奇甲烷化工艺通过产高压饱和蒸汽和预热原料气回收甲烷化反应产生的热量,采用循环气限制反应器进口的温度,防止积碳,循环气流股的分割取决于采用的催化剂的性能。
为防止催化剂中毒,要求原料气中硫含量应小于0.1106;其中变换气H2/CO比值要求略大于3。
从1984年至今仍在运行的美国大平原合成燃料厂采用的即为鲁奇甲烷化技术。
该工艺最开始配套使用的是BASF高镍催化剂,目前催化剂供应商为BASF和戴维/庄信万丰。
国内在建的煤制天然气项目大部分采用鲁奇甲烷化工艺和戴维催化剂,也是看中其丰富的实践经验。
6.3.2绝热甲烷化工艺二、戴维甲烷化工艺背景:
20世纪60年代末英国燃气公司(BG公司)开发了戴维甲烷化技术(CRG)。
戴维甲烷化工艺采用四个固定床反应器串联,其中前两个反应器中进行的是高浓度CO大量甲烷化转化,后两个反应器进行补充甲烷化反应。
第二甲烷化反应器出口的部分反应气作为循环气,经一系列换热器换热,在150左右的情况下被循环压缩机提压,然后再与新鲜气混合进入第一反应器,以控制一段反应温升,同时利于带走甲烷化反应热。
反应器出口处设有废锅或换热器回收反应热,提高热效率。
6.3.2绝热甲烷化工艺二、戴维甲烷化工艺图6-4戴维固定床甲烷化工艺流程图6.3.2绝热甲烷化工艺二、戴维甲烷化工艺合成气经预热后被送入脱硫槽以去除残留的催化剂毒物,然后分成两部分。
部分进料与循环气混合,并通过第一甲烷化反应器,在放热反应中生产富甲烷的产品。
来自第一甲烷化反应器的产品通过换热器而被冷却,然后与剩余的进料气相混合。
气体混合物进入第二甲烷化反应器。
在再次经过换热器冷却后,来自第二甲烷化反应器的产品物流被分流,一部分提供循环气体进入第一甲烷化反应器,其余部分通过补充甲烷化反应器(调节甲烷化段)。
调节甲烷化段数的需要数量取决于最终产品的规格。
一般来说,两个调节甲烷化段足以产生高含甲烷的管输质量气体。
6.3.2绝热甲烷化工艺二、戴维甲烷化工艺目前戴维可以设计的甲烷化装置最大单套能力为每年13亿m3,大唐克旗项目应用的就是戴维甲烷化技术。
戴维CRG催化剂经过了工业化验证,在美国大平原等公司应用良好。
CRG催化剂镍含量高,寿命长,在250700内都具有很高且稳定的活性,可降低循环比且压缩机能耗低,副产大量高压过热蒸汽可用于驱动大型压缩机,能量利用率高,冷却水消耗量低。
6.3.2绝热甲烷化工艺三、托普索甲烷化工艺背景:
20世纪70年代后期,托普索公司开发了甲烷化循环工艺(TREMPTM)。
该工艺一般有五个绝热反应器,原料气分成两股分别进入第一、第二反应器,在第一反应器设有循环管线(即一段循环),以防止第一反应器出口超温。
在第一个反应器之前通常会有一个脱硫装置,第二和第三绝热反应器可用一个沸水反应器(BWR)代替,投资较高,但能够解决空间有限问题。
6.3.2绝热甲烷化工艺三、托普索甲烷化工艺图6-5TREMPTM固定床甲烷化工艺流程图6.3.2绝热甲烷化工艺三、托普索甲烷化工艺托普索公司开发了两种甲烷化催化剂:
高温MCR-2X型和低温PK-7R型MCR-2XPK-7R陶瓷支撑,具备稳定微孔系统,可有效防止镍晶粒烧结工作温度为200450之间,使用压力高达8.0MPa髙温催化剂MCR-2X分别在托普索中试装置和德国UnionKraftstoffWesseling(UKW)协会中试装置进行了独立的测试。
在中试中,同一批催化剂在试验装置上的最长运行时间达10000h,证明MCR-2X是一种具有长期稳定性的催化剂。
MCR-2X累计运行记录超过了45000h。
MCR-2X6.3.2绝热甲烷化工艺三、托普索甲烷化工艺TREMPTM工艺的特点如下:
(1)单线生产能力大,根据煤气化工艺不同,单线能力在1020万m3/h天然气之间。
(2)MCR-2X催化剂活性好,副产物少,消耗量低,使用温度范围宽(250700),允许的温升高。
此外,MCR-2X催化剂在高压下使用时可避免羰基镍形成,保持高活性。
6.3.2绝热甲烷化工艺三、托普索甲烷化工艺TREMPTM工艺的特点如下:
(3)甲烷化进料气的压力高达8.0MPa可减少设备尺寸,可产出高压过热蒸汽(8.612.0MPa,535),用于驱动大型压缩机,每1000m3天然气副产约3t高压过热蒸汽。
(4)冷却水消耗量极低(每生产1m3产品气,冷却水消耗低于1.8kg)。
(5)产物中甲烷的体积分数可达9496%,高位热值达3726038100kJ/m3,副产物很少。
6.3.3等温甲烷化工艺等温甲烷化技术是指在反应过程中反应温度控制较好,反应热及时传递和转移的一种技术。
与绝热甲烷化技术相比,等温甲烷化技术多采用一个反应器就能实现对反应体系中温度的控制,且对原料气适应性较强,无需稀释原料气,从而减少了循环气量,节省热能。
等温甲烷化技术6.3.3等温甲烷化工艺一、流化床甲烷化工艺在流化床反应器内,由于流化颗粒的剧烈混合可使操作条件达到几乎等温的状态,催化剂容易移除、添加和循环,操作比较简单,控制相对容易,比较适合高放热的大规模多相催化剂反应体系。
流化床还有一个明显的优势,即可以在线更换催化剂。
但流化床反应器存在催化剂颗粒夹带和磨损问题,目前的研究仅停留在实验室阶段。
6.3.3等温甲烷化工艺一、流化床甲烷化工艺美国煤炭研究所开发了Bi-Gas流化床甲烷化工艺。
反应器内径150mm,高约4.5m,由气体分布区、反应区和分离区组成。
气体分布区和反应区内有三组换热面积3m2的翅片管式换热器,用Dowtherm油循环进行换热。
反应条件p=7MPa,T=427538,SV=15003000h1原料气体积组成CO20%、H260%、CH420%缺点CO转化率较低,只有7095%;流化床造价高;运行过程中,催化剂磨损和夹带较为严重。
6.3.3等温甲烷化工艺图6-6Bi-Gas甲烷化工艺流程6.3.3等温甲烷化工艺一、流化床甲烷化工艺在1975至1986年期间,德国卡尔斯鲁厄大学和Thyssengas公司开发了Comflux工艺,该工艺的最大特色是气体变换反应和甲烷化反应集成在一个流化床反应器中进行。
1981年,商业化工厂建成了1.0m的反应器,能容纳10003000kg催化剂,SNG生产规模达到2000Nm3/h。
考虑到省去了变换单元和产品循环气压缩机,该工艺比固定床工艺的投资运行成本减少了近10%。
但该工艺同Bi-Gas工艺一样,均未实现商业化生产。
6.3.3等温甲烷化工艺一、流化床甲烷化工艺液相流化床甲烷化工艺是由美国化学系统研究所开发,工艺流程如图8-7所示。
该工艺反应器下部通入原料气和流化用液体,与流化床中悬浮的Ni催化剂作用进行甲烷化反应。
反应热被液体吸收。
由于液体热容量大,反应基本是在等温条件下进行。
气化的流化液体与产品气体在反应器外部用热交换器进行冷却分离,液体进行循环再利用。
该工艺的优点是适用于H2/CO比范围大的原料气,设备结构简单。
该工艺存在甲烷合成效率较低,催化剂损失严重的问题,于1981年被终止。
6.3.3等温甲烷化工艺图8-7液相甲烷化工艺液相甲烷化反应器脱硫合成气加入水过滤器液相分离器循环泵换热器催化剂微粒浓缩油泵产品气分离器富甲烷气气体冷却6.3.3等温甲烷化工艺表6-1三种典型流化床工艺技术概况项目美国矿业局流化床工艺Bi-Gas流化床工艺德国Comflux流化床工艺工艺特点一个固定床反应器串联二个流化床反应器(直径分别为19mm、25.4mm,高180cm);催化剂床层高90cm120cm反应器直径150mm,高2.5m,流化床包含2个进料口、2个内置管式换热器,换热面积达3m2,流化床反应器后通过固定床反应器进一步提高转化率1977年:
直径0.4m流化床,使用200kg、500kg、10m400m催化剂工艺参数200400最高操作压力为:
2.07MPa430530压力为6.9MPa8.7MPa催化剂用量23kg27kg300500压力为2MPa6MPa催化剂用量23kg27kg运行情况运行三次,时间分别为492h、470h、165h,产品热值为31.4MJ/m333.5MJ/m3运行2200hCO转化率为70%95%-发展情况BCR公司对流化床改进后,最终CO转化率为70%95%,Harshaw公司对催化剂改进后,CO转化率为96%99%,1956年后未见公开报道研发阶段1979年后未见报道同固定床工艺相比,节省10%的成本,1986年受石油价格影响,研究中止6.3.3等温甲烷化工艺二、浆态床甲烷化工艺浆态床反应器采用惰性液体介质分散催化剂,能及时移走反应热,因而非常适用于强放热的甲烷化反应。
由于其反应系统热稳定性高、可恒温操作等特点,可避免催化剂的积碳及烧结。
另外,与固定床甲烷化工艺相比,浆态床工艺流程短、投资少、能耗低、易操作。
目前,这种工艺的还在研究开发阶段,未见到工业化项目相关报道。
6.3.3等温甲烷化工艺二、浆态床甲烷化工艺太原理工大学和赛鼎工程有限公司合作开发了一种浆态床煤制天然气甲烷化工艺。
工艺流程图如图6-8所示,浆态床甲烷化反应器中生成的混合气体夹带催化剂和液相组分通过气液分离器分离,气相产物通过冷凝,分离生产出合成天然气,液相产物与储罐里的新鲜催化剂混合后,加入浆态床甲烷化反应器中,对新鲜催化剂起到预热作用。
6.3.3等温甲烷化工艺图6-8煤制合成气浆态床甲烷化工艺流程图1、浆态床甲烷化反应器;2、换热器I;3、气液分离器I;4、气液分离器II;5、新鲜催化剂储罐;6、换热器II,7、循环泵;p1-p9管路6.3.3等温甲烷化工艺二、浆态床甲烷化工艺由于浆态床优良的传热性能,使得浆态床甲烷化原料气的适应性更强,反应气CO含量可在230%大范围内调节。
研究表明,浆态床CO甲烷化在300反应温度下,CO的转化率保持在96%以上,CH4选择性达到95%。
德国卡尔斯鲁厄大学、国内山西煤炭化学研究所、中国矿业大学(北京)等机构也对浆态床甲烷化进行了研究。
6.1煤制天然气概况第六章煤制天然气6.2基本原理和工艺流程6.3煤制天然气工艺技术6.4甲烷化反应器6.5甲烷化催化剂及失活6.6煤制天然气经济分析6.4.1固定床反应器常见的固定床甲烷化反应器简图如图6-9所示:
原料气与循环气、水蒸汽混合后,CO、CO2的浓度被稀释,经各级反应器负荷分配进入反应器。
位于反应器入口的分布器用以消除气流初动能,使合成气物流能相对均匀地流入反应器。
床层和均布器之间留有一定的气态空间,用于流体缓冲和均匀混合。
平铺于床层上部的填料(如瓷球)可进一步使物流以更均匀的状态进入
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- 煤化工 工艺学 课件 06 天然气
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