一種由炭質材料生產甲烷聯產液體燃料的方法

2023-10-17 23:23:39

一種由炭質材料生產甲烷聯產液體燃料的方法
【專利摘要】本發明提供了一種由炭質材料生產甲烷聯產液體燃料的方法，其中，該方法包括：將炭質材料氣化後得到的粗合成氣進行淨化以脫除所述粗合成氣中的雜質，得到淨合成氣；將至少部分所述淨合成氣與費託合成反應催化劑接觸，並將接觸後得到的產物進行氣液分離，得到氣體產物和液體產物；將甲烷化氣體原料與甲烷化催化劑接觸，所述甲烷化氣體原料含有所述氣體產物或者含有所述氣體產物經水氣變換後的水氣變換氣，所述甲烷化氣體原料中的H2/CO的摩爾比為2.8-3.5。按照本發明的方法能夠生產甲烷並聯產液體燃料，並且有效降低了過程中的水氣變換的負荷，節約了能耗，提高了碳的利用效率。
【專利說明】一種由炭質材料生產甲烷聯產液體燃料的方法

【技術領域】
[0001] 本發明涉及一種炭質材料間接轉化的方法，更具體的說，涉及一種炭質材料氣化 為合成氣，合成氣轉化為甲烷氣體並聯產液體燃料的方法。

【背景技術】
[0002] 基於能源稟賦和國家能源安全考慮，中國正積極推進"煤代石油"戰略，將煤炭轉 化為民用燃氣、交通運輸燃料、基礎化工原料等。其中，煤制天然氣技術，是運用低階褐煤經 過氣化制合成氣，然後轉化為甲烷，用作替代傳統天然氣的氣體燃料的過程。
[0003] 煤制天然氣過程能效高、水耗低、技術相對成熟，對於開發中國西部偏遠地區的煤 炭、提高人民的生活水平、減少汙染氣體排放有重要意義。
[0004] 煤制天然氣工藝過程的技術經濟性是影響該技術開展的重要因素。美國大平原煤 制甲烷工藝以褐煤為原料，在褐煤熱值為4000kcal/kg，煤價為150元/t時，加上產品輸送 和城市管理費，甲烷成本價格在2. 50元/Nm3左右，目前，美國大平原工程主要依靠銷售氨、 硫磺、石腦油、焦油、酚類等副產品來降低甲烷的成本，但是並不能從根本上消除經濟因素 對企業運營的困擾。
[0005] 此外，我國城市燃氣的用氣非常不均衡，北方地區冬季用氣量大，非採暖季節用氣 少，調峰問題非常嚴重。目前，主要採用地下儲氣庫、燃氣調峰發電或LNG等調峰手段，此 夕卜，也可以用煤制天然氣工廠進行調峰，也就是說煤制天然氣工廠冬季生產天然氣，其他季 節可以聯產一部分液體燃料、化工品等。
[0006] 為解決調峰問題，中國科學院大連化學物理研究所提出了一系列用於合成氣 轉化製取甲烷並聯產液體燃料(如液態烴）的催化劑如CN102553599A、CN102553609A、 CN102553610A、CN102527398A、CN102527399A等公開的催化劑，指出當將這些催化劑用於合 成氣生產甲烷時能夠聯產液體燃料，且可以依據需要，通過調節反應條件從而獲得以甲烷 為主的反應產物或者以液體燃料為主的反應產物。採用這種雙功能的催化劑雖然有效解決 了調峰問題，但是由於合成氣進行甲烷化反應之前，均經過水氣變換反應以調節託/CO摩爾 t匕，以適宜發生甲烷化反應，由此增加了能耗，同時水氣變換反應有大量的C02排放，降低了 碳的使用效率。此外，生成液體燃料的費託合成反應所需H 2/C0摩爾比與甲烷化反應所需 H2/C0摩爾比不同，因此導致多聯產催化劑無法在其最優的H2/C0摩爾比操作條件下進行， 催化劑效率較低。


【發明內容】

[0007] 本發明的目的是為了克服現有技術的上述不足，提供一種能耗低、水氣變換負荷 減小，且C的利用率高且操作便捷的由炭質材料生產甲烷聯產液體燃料的方法。
[0008] 本發明的發明人研究分析發現，以炭質材料等富碳材料為原料經過氣化、淨化得 到的淨合成氣中的H 2/C0摩爾比較低，在0. 5-2. 0之間。而淨合成氣製備天然氣，要求淨合 成氣的H2/C0摩爾比在3.0-3. 1之間為宜。因此，為調整淨合成氣的H2/C0摩爾比以適宜於 甲烷化反應製備天然氣，淨合成氣必須經過水氣變換工序進行h2/co摩爾比調整，而由h2/ CO摩爾比在0. 5-2. 0的淨合成氣水氣變換為H2/CO摩爾比在3. 0-3. 1的氣體的水氣變換工 序的工作負荷非常大，能耗非常高，經濟性低。
[0009] 而本發明的發明人研究發現，淨合成氣發生費託合成反應要求H2/C0摩爾比在 1. 0-2. 0之間，且淨合成氣發生費託合成反應的尾氣中的H2/C0摩爾比一般高於原料氣， 在2. 0-5. 0之間。因此，本發明的發明人設想，對於炭質材料經過氣化、淨化生產的淨合成 氣，在發生甲烷化反應之前若首先與費託合成催化劑接觸，不僅能夠生產一部分液體產物， 豐富產品種類，實現多種煤基產品優勢互補，有效提高煤制天然氣項目的經濟效益和整體 抵抗風險的能力，並且，該工藝過程能夠實現對淨合成氣H 2/C0摩爾比的調整，從而能夠減 小水氣變換工序的負荷。基於上述研究發現，完成了本發明。
[0010] 基於上述發現，為實現本發明的前述目的，本發明提供了一種由炭質材料生產甲 烷聯產液體燃料的方法，其中，該方法包括：（1)將炭質材料氣化後得到的粗合成氣進行淨 化以脫除所述粗合成氣中的雜質，得到淨合成氣；（2)將至少部分所述淨合成氣與費託合 成反應催化劑接觸，並將接觸後得到的產物進行氣液分離，得到氣體產物和液體產物；（3) 在甲烷化反應條件下，將甲烷化氣體原料與甲烷化催化劑接觸，所述甲烷化氣體原料含有 所述氣體產物，或者含有所述氣體產物經水氣變換後的水氣變換氣，所述甲烷化氣體原料 中的H 2/C0的摩爾比為2. 8-3. 5。
[0011] 按照本發明的方法能夠生產甲烷並聯產液體燃料，並且有效降低了過程中的水氣 變換的負荷，節約了能耗，減少了水氣變換過程中co2的生成，提高了碳的利用率。由於其能 夠在聯產液體燃料的同時有效節能，使得其將特別適合於我國的冬季由於採暖用氣量大， 而非採暖季節用氣量少的國情，例如將其用於作為調峰手段，相比於傳統的為避免非採暖 季節天然氣用氣低谷時採取直接停工降負荷的傳統硬調峰手段，本發明的方法不會產生設 備損害大、設備利用率低、操作波動大等缺陷。
[0012] 更具體地，與現有技術相比，本發明的有益效果主要體現在以下幾個方面：
[0013] 首先，本發明提供的方法，能夠實現在同一個工藝流程中由炭質材料如煤炭經過 合成氣制甲烷氣體和液體燃料，豐富了煤制天然氣產品種類，可以有效規避煤制天然氣產 品單一存在的市場風險，同時能夠根據產品市場需求情況，通過調節工藝條件，實現兩種產 品的聯產，而且能夠使二者選擇性在較大範圍內可調，而不影響生產裝置的平穩運轉，且由 於液體燃料具有廣闊的市場，因此可以在一定程度上提高過程的經濟效益。
[0014] 其次，本發明提供的方法，通過在合成氣制甲烷之前，設置費託合成反應器輔助調 節煤氣的H 2/C0比，減小了水氣變換工序的工作負荷，因此有利於降低工藝流程的能耗和 co2的排放，提高了碳的利用率。
[0015] 第三，本發明提供的方法，是將液體燃料與氣態產物（甲烷）進行聯產，由於液體燃 料密度大，容易存儲，與氣體進行分離容易實現，無需增加過多的分離設備即可實現，從而 額外投資小。

【具體實施方式】
[0016] 本發明提供了一種由炭質材料生產甲烷聯產液體燃料的方法，其中，該方法包括： (1)將炭質材料氣化後得到的粗合成氣進行淨化以脫除所述粗合成氣中的雜質，得到淨合 成氣；（2)將至少部分所述淨合成氣與費託合成反應催化劑接觸，並將接觸後得到的產物 進行氣液分離，得到氣體產物和液體產物；（3)在甲烷化反應條件下，將甲烷化氣體原料與 甲烷化催化劑接觸，所述甲烷化氣體原料含有所述氣體產物或者含有所述氣體產物經水氣 變換後的水氣變換氣，所述甲烷化氣體原料中的H 2/CO的摩爾比為2. 8-3. 5。
[0017] 根據本發明的方法，優選甲烷化氣體原料中H2/C0摩爾比為2. 9-3. 3。
[0018] 本發明中，優選所述甲烷化氣體原料中的H2與C0的總含量為30-99體積％，具體 可以依據需要進行調整。
[0019] 根據本發明的方法，步驟（2)所述接觸後的產物中主要包括C0、H2、C0 2以及碳數小 於5的氣體烴類、碳數大於4的液體烴類、未反應的合成氣，還包括有機含氧化合物、水等反 應副產物。
[0020] 根據本發明的方法，步驟（2)所述氣體產物主要含有C0、H2、C02以及碳數小於5的 烴類，所述液體產物主要含有碳數大於4的烴類、有機含氧化合物、水等。
[0021] 根據本發明的方法，步驟（2)中與費託合成反應催化劑接觸的所述淨合成氣的轉 化比例可以依據具體需要進行調整，例如當甲烷用量較少的地方如我國南方或甲烷用量較 少的季節如非供暖季節典型的例如夏季，按照本發明的方法生產甲烷時，由於甲烷用量少， 此時可以增加步驟（2)中費託合成反應的負荷以儘可能多的聯產液體燃料，即可以將全部 所述淨合成氣與費託合成反應催化劑接觸，從而一方面可以儘可能多的聯產液體燃料，另 一方面，由於全部的淨合成氣均經過費託合成反應，使得得到的氣體產物的H 2/C0摩爾比相 比於淨合成氣的H2/C0摩爾比更高，所以更加適於進行甲烷化反應，從而可以有效節約能 耗。
[0022] 而當甲烷用量較大的地方如我國北方，或甲烷用量較大的季節如供暖季節典型的 例如冬季，按照本發明的方法生產甲烷時，由於甲烷用量大，此時可以減小步驟（2)中費託 合成反應的負荷，例如可以將部分所述淨合成氣與費託合成反應催化劑接觸，或者可以控 制步驟（2)中所述淨合成氣的轉化率，一般，依據實際情況，步驟（2)中，可以將5-90體積％， 優選15-65體積％的所述淨合成氣與費託合成反應催化劑接觸。
[0023] 由上述描述可知，本發明的方法可以有效實現聯產並且可以依據甲烷用量大小， 進行靈活的調整，且過程中有效節約了能耗，提高了碳的利用率。
[0024] 根據本發明的一種優選的實施方式，優選步驟（2)中，將部分所述淨合成氣與費託 合成反應催化劑接觸時；步驟（3)中，所述甲烷化氣體原料為所述氣體產物和剩餘的淨合 成氣的混合氣，或者為所述氣體產物和剩餘的淨合成氣的混合氣經水氣變換後的水氣變換 氣。其中，所述甲烷化氣體原料是為所述氣體產物和剩餘的淨合成氣的混合氣，還是為所述 氣體產物和剩餘的淨合成氣的混合氣經水氣變換後的水氣變換氣，可以根據混合氣的組 成而定，例如若所述混合氣中的H 2/C0的摩爾比為2. 8-3. 5,則所述甲烷化氣體原料直接為 所述混合氣，而若H2/C0的摩爾比在小於2. 8-3. 5的範圍，即不能滿足作為甲烷化原料的要 求時，則可以將所述混合氣進行水氣變換使得其滿足作為甲烷化原料的要求，此時，所述甲 烷化氣體原料為所述氣體產物和剩餘的淨合成氣的混合氣經水氣變換後的水氣變換氣。
[0025] 根據本發明的另一種優選的實施方式，優選步驟（2)中，將部分所述淨合成氣與費 託合成反應催化劑接觸時；將剩餘的所述淨合成氣進行水氣變換；此時步驟（3)中，所述甲 烷化氣體原料為所述氣體產物與剩餘的所述淨合成氣經水氣變換後的水氣變換氣的混合 氣。
[0026] 根據本發明的另一種優選的實施方式，優選步驟（2)中，將部分所述淨合成氣與費 託合成反應催化劑接觸時，將得到的氣體產物進行水氣變換；此時步驟（3)中，所述甲烷化 氣體原料為所述氣體產物經水氣變換後的水氣變換氣與剩餘的淨合成氣的混合氣。
[0027] 本發明中，前述三種優選的實施方式均是為了滿足本發明的甲烷化原料中仏/CO 摩爾比為2. 8-3. 5,優選為2. 9-3. 3的三種【具體實施方式】，具體選擇何種實施方式實施，可 以依據具體的工藝條件進行調整，並且除了上述例舉的三種優選的實施方式外，其餘能夠 實施並且能夠滿足本發明的要求的【具體實施方式】均包括在本發明的範圍內，在此不進行窮 舉。
[0028] 根據本發明的方法，所述水氣變換的條件的可選範圍較寬，能夠實現前述要求 的水氣變換條件均可實現本發明的目的，具體可以依據水氣變換的原料以及水氣變換的 要求進行調整，針對本發明，優選所述水氣變換的條件包括：溫度為150-500°C，壓力為 0. l-5MPa，水與一氧化碳的摩爾比為1-2:1。
[0029] 其中，水與一氧化碳的摩爾比指的是水與甲烷化氣體原料中的一氧化碳的摩爾 比。
[0030] 根據本發明的方法，所述水氣變換催化劑可以為本領域的常規選擇，例如可以為 活性組分元素含有Fe和Cr的Fe-Cr催化劑，所述Fe-Cr催化劑中以氧化物計活性組分的 含量為60-95重量％，助劑的含量為5-40重量％ ;又如可以為活性組分元素含有Cu和Zn的 Cu-Zn催化劑，所述Cu-Zn催化劑中以氧化物計，活性組分的含量為45-90重量％，助劑的含 量為10-55重量％ ;又如可以為活性組分元素含有Co和Mo的Co-Mo催化劑，所述Co-Mo催 化劑中以氧化物計，活性組分的含量為60-85重量％，助劑的含量為15-40重量％。其中，所 述助劑組分可以為本領域的常規選擇，本發明在此不進行詳細描述。
[0031] 根據本發明的方法，步驟（2)中所述接觸的條件可以依據需要進行調整，針對 本發明，優選所述接觸的條件包括：壓力為〇.2-8MPa，溫度為150-400°C，氣體空速為 50-15000h _1〇
[0032] 本發明對所述費託合成反應的反應器無特殊要求，可以為固定床、移動床、流化 床、滴流床或漿態床，可以為絕熱反應器，也可以為在反應器內部設置有取熱部件的反應 器。
[0033] 本發明中，所述費託合成反應催化劑可以為本領域的常規選擇，例如可以為鐵基 費託合成反應催化劑，所述鐵基費託合成反應催化劑可以為單質鐵、鐵的氧化物、鐵的硫化 物、鐵的碳化物和鐵的氯化物中的一種或多種，其中優選為單質鐵、鐵的氧化物和鐵的碳化 物中的一種或多種。所述鐵基費託合成反應催化劑可以為負載型、沉澱型或熔鐵等形式。本 發明中，若所述費託合成反應催化劑選自負載型鐵基費託合成反應催化劑，催化劑載體可 以但不限於是310 241203、1%0、1102、21<)2、分子篩、活性炭、高嶺土和累託土的一種或多種。 [0034] 本發明中，所述鐵基費託合成反應催化劑可以進行化學改性，改性助劑元素可以 選自111、]\%、六1、0、11、211、1(、(：11和]\111中的一種或多種。
[0035] 根據本發明的方法，所述甲烷化反應條件可以為常規選擇，針對本發明，優選所述 甲烷化反應條件包括：壓力為0. 2-15MPa，溫度為150-750°C，氣體空速ΙΟΟΙΟΟΟΟΙΓ1。本發 明對所述甲烷化反應的反應器無特殊要求，可以為固定床、移動床或流化床，優選為固定床 或流化床。
[0036] 根據本發明的方法，所述甲烷化催化劑可以為本領域的常規選擇，其中，優選所述 甲烷化催化劑為負載型催化劑，所述甲烷化催化劑中，活性組分元素優選為Ni，載體優選為 A1203。所述甲烷化催化劑可以進行化學改性，改性過程所採用的助劑組分元素可以選自La、 Fe、Mg和Ce中的一種或多種。
[0037] 根據本發明的方法，所述氣液分離的方法可以採用現有技術的各種常用的氣液 分離方法，針對本發明，優選所述氣液分離的方法為冷卻分離，且優選所述冷卻的溫度為 5-40。。。
[0038] 根據本發明的方法，所述冷卻的方法可以為直接接觸冷卻或間接換熱冷卻，冷卻 介質可以為水和/或石油餾分。
[0039] 根據本發明的方法，優選本發明的方法還包括：在進行步驟（3)之前，脫除所述甲 烷化氣體原料中的二氧化碳，使得甲烷化氣體原料中的二氧化碳含量低於2. Omol%。脫除二 氧化碳的方法可以參照現有技術進行，本發明在此不再贅述。
[0040] 根據本發明的方法，所述粗合成氣中雜質一般含有焦油、水蒸氣和含硫物質等。
[0041] 根據本發明的方法，將炭質材料氣化後得到的粗合成氣進行淨化的方法可以參照 現有技術進行，其可以根據粗合成氣中的雜質種類進行選擇，如前所述粗合成氣中的雜質 一般含有焦油、水蒸氣和含硫物質中的一種或多種，而當所述粗合成氣中的雜質同時含有 焦油、水蒸氣和含硫物質時，步驟（1)中將炭質材料氣化後得到的粗合成氣進行淨化的步驟 一般包括：將所述粗合成氣依次進行冷卻、脫焦油、粗脫硫、精脫硫，且得到的淨合成氣中含 有 H220-40 摩爾 ％，C015-70 摩爾 ％，C023-35 摩爾 ％，CH40-15 摩爾 ％，以及 H2S 小於 0. 1 μ g/ g。其中，所述冷卻、脫焦油、粗脫硫、精脫硫的方法均可以為本領域的常規選擇，本發明對此 無特殊要求。
[0042] 根據本發明的方法，所述將炭質材料氣化的方法為常規選擇，一般包括：在加 壓反應條件下，將炭質材料與氣化劑接觸，所述氣化劑選自空氣、氧氣和水蒸氣的一種或 多種，優選為氧氣和水蒸氣的混合氣。所述加壓反應條件為常規選擇，一般包括：溫度 450-200(TC，壓力0. l_20MPa。且依據需要，在將所述炭質材料氣化前，將所述炭質材料進 行乾燥、粉碎、製漿、預熱、熔融等預處理，對此，本領域技術人員均熟知，本發明在此不再贅 述。
[0043] 根據本發明，所述氣化一般在氣化爐中進行，所述氣化爐可以選用固定床、移動 床、流化床、氣流床等適宜的操作模式，具體可以根據炭質材料的性能進行選擇，本發明對 此無特殊要求，在此不進行詳細描述。
[0044] 根據本發明的方法，所述炭質材料的種類為常規選擇，一般為低階煤，優選為褐 煤、長焰煤、碎煤、粉煤、塊煤、粘結性煤、泥煤和水煤漿中的一種或多種，針對本發明，優選 所述炭質材料為褐煤和/或長焰煤。
[0045] 根據本發明的方法，優選本發明的方法還包括：將步驟（2)所得液體產物分離為 碳數大於4的烴類物質和水，所述碳數大於4的烴類物質可以進一步分離為汽油、柴油、重 油餾分，或者直接作為產品回收。分離所得的水含有一定量的有機物，可以將其作為汙水送 至水處理單元進行處理，然後供裝置使用或外排。
[0046] 根據本發明的方法，優選本發明的方法還包括：將步驟（3)所得的氣體產物進行 冷卻以分離出水分，得到氣體物料，分離所述氣體物料得到富含甲烷的氣體以及馳放氣。根 據本發明的方法，所述冷卻的方法可以為直接接觸冷卻或間接換熱冷卻，冷卻介質可以為 水和/或石油餾分。根據本發明的方法，分離所述氣體產物的方法可以參照現有技術進行， 例如可以為深冷分離法或變壓吸附法。
[0047] 根據本發明的方法，所述富含甲烷的氣體可以經過調和後或者直接送入管網。所 述馳放氣一般含有低碳烴類物質、C0和co2中的一種或多種，為了提高碳的利用率，降低馳 放氣排放引起的大氣汙染問題，可以將所述馳放氣返回步驟（3)進行甲烷化反應以循環使 用，也可以將所述馳放氣返回步驟（1)進行氣化以循環使用，或者將所述馳放氣送至加熱爐 作為氣體燃料。
[0048] 下面的實施例將對本發明做進一步的說明，但並不因此而限制本發明。
[0049] 實施例1
[0050] 本實施例用於說明本發明提供的由炭質材料生產甲烷聯產液體燃料的方法。
[0051] 將顆粒大小為5-50毫米的褐煤碎塊(化學組成見表1)用氧氣/水蒸氣作為氣化 齊?，氣化為粗合成氣，所得粗合成氣依次經過冷卻、脫焦油、粗脫硫、精脫硫工序後得到淨合 成氣(組成見表2)，其中（C0+H 2)含量為63體積％，H2/C0摩爾比為1. 59 ;
[0052] 將該淨合成氣分為G1和G2兩股，其中，將G1經過換熱升溫以後送至費託合成反 應器內，與沉澱型鐵催化劑(組成：94重量％Fe 203-5重量％Cu〇-l重量％K20,還原後比表面 積為168m 2/g)接觸反應得到接觸後的產物，其中，費託合成反應器入口溫度為251°C，出口 溫度為274°C，壓力為2. 55MPa，氣體空速為45001^,將接觸後的產物通過間接換熱降溫至 40°C，分為氣體物流Gf和液體物流L f兩部分(重量比例見表3)，氣體物流Gf中（H2+C0)的 含量為42體積％，H 2/C0摩爾比為1. 86 ;
[0053] 將氣體物流Gf經過換熱後送至水氣變換反應器，催化劑為Co-Mo催化劑(廠家為 科力公司，商品牌號QCS-01)，反應器入口溫度為253°C，出口溫度為286°C，水/ 一氧化碳的 摩爾比為1.3:1，壓力為3. 8MPa，得到水氣變換氣。
[0054] 將水氣變換氣中的C02脫除至1. 61體積％，此時（H2+C0)的含量為56體積％，H2/ C0摩爾比為3. 04,然後通過進一步壓縮、換熱升溫，送至甲烷化反應器，與鎳以元素計的含 量為15重量％的Ni/Al20 3催化劑接觸反應，入口溫度為301°C，出口溫度為464°C，壓力為 3. 03MPa，氣體空速為25001^,反應得到的產物經過換熱冷卻，降溫至40°C，分離出液態水， 得到的氣體產物中甲烷的含量為87. 1體積％，具體結果見表3。
[0055] 實施例2
[0056] 淨合成氣的製備和組成與實施例1相同。將全部該淨合成氣分為G1和G2兩股。 其中，G1經過換熱升溫以後送至固定流化床費託合成反應器內，與熔鐵催化劑（Fe 203含量 為99. 6重量％，粒徑為20-40目)接觸反應。其中，費託合成反應器入口溫度為320°C，出口 溫度為348°C，壓力為2. 72MPa，氣體空速為?ΟΟΙΓ1。將反應後的產物通過間接換熱降溫至 40°C，分為氣體物流G f和液體物流Lf兩部分(重量比例見表3)，氣體物流中（H2+C0)的含量 為49體積％，H 2/C0摩爾比為3. 94 ;
[0057] 將G2經過換熱後送至水氣變換反應器，催化劑為Co-Mo催化劑(廠家為青島聯信 公司，商品牌號QDB-03)，反應器入口溫度為255°C，出口溫度為286°C，水/ 一氧化碳摩爾比 為1.3:1，壓力為3. 8MPa，得到水氣變換氣。
[0058] 將水氣變換氣與Gf混合，將混合氣中的C02脫除至1. 48體積％，此時（H2+C0)的含 量為71體積％，H2/C0摩爾比為3. 07,通過進一步壓縮、換熱升溫，然後送至甲烷化反應器， 與鎳以元素計的含量為15重量％的Ni/Al20 3催化劑接觸反應，入口溫度為304°C，出口溫度 為454°C，壓力為3. 03MPa，氣體空速為25001^，反應得到的產物經過換熱冷卻，降溫至40°C 分離出液態水，得到的氣體產物中甲烷的含量為92. 0體積％，具體結果見表3。
[0059] 實施例3
[0060] 淨合成氣的製備和組成與實施例1相同。將全部該淨合成氣分為G1和G2兩股。 其中，G1經過換熱升溫以後送至固定床費託合成反應器內，與沉澱型催化劑(組成：96重 量％Fe 203-3重量％Cu〇-l重量％K20,還原後比表面積為145m2/g)接觸反應。其中，費託合成 反應器入口溫度為239°C，出口溫度為252°C，壓力為2. 89MPa，氣體空速為ΖΟΟΟΙΓ1。將反應 後的產物通過間接換熱降溫至40°C，分為氣體物流G f和液體物流Lf兩部分(重量比例見表 3)，氣體物流中（H2+C0)的含量為61體積％，H 2/C0摩爾比為1. 98 ;
[0061] 將G2經過換熱後送至水氣變換反應器，催化劑為Co-Mo催化劑(廠家為青島聯信 公司，商品牌號QDB-03)，反應器入口溫度為250-260°C，出口溫度為283°C，水/ 一氧化碳摩 爾比為1.3:1，壓力為3. 8MPa，得到水氣變換氣。
[0062] 將該水氣變換氣與Gf混合，將混合氣中的C02脫除至1. 71體積％，此時（H2+C0)的 含量為79體積％，H2/C0摩爾比為3. 06,通過進一步壓縮、換熱升溫，然後送至甲烷化反應 器，與鎳以元素計的含量為15重量％的Ni/Al20 3催化劑接觸反應，入口溫度為303°C，出口 溫度為456°C，壓力為3. 03MPa，氣體空速為25001^,反應得到的產物經過換熱冷卻，降溫至 40°C分離出液態水，得到的氣體產物中甲烷的含量為82. 7體積％，具體結果見表3。
[0063] 對比例1
[0064] 淨合成氣的製備和組成與實施例1相同。將得到的淨合成氣直接送至水氣變換 單元，催化劑為Co-Mo催化劑(廠家為青島聯信公司，商品牌號QDB-03)，反應器入口溫度為 250-260°C，出口溫度為283°C，水/ 一氧化碳摩爾比為1. 3: 1，壓力為3. 8MPa，得到水氣變換 氣。將其中的C02脫除至1. 71體積％，（H2+C0)的含量為86體積％，H2/C0摩爾比為3. 03,通 過進一步壓縮、換熱升溫，然後送至甲烷化反應器，與鎳以元素計的含量為15重量％的附/ A1203催化劑接觸反應，入口溫度為304°C，出口溫度為461°C，壓力為3. 03MPa，氣體空速為 25001Γ1，反應得到的產物經過換熱冷卻，降溫至40°C分離出液態水，得到的氣體產物中甲烷 的含量為95. 3體積％，具體結果見表3。
[0065] 表 1
[0066]

【權利要求】
1. 一種由炭質材料生產甲烷聯產液體燃料的方法，其特徵在於，該方法包括： (1) 將炭質材料氣化後得到的粗合成氣進行淨化以脫除所述粗合成氣中的雜質，得到 淨合成氣； (2) 將至少部分所述淨合成氣與費託合成反應催化劑接觸，並將接觸後得到的產物進 行氣液分離，得到氣體產物和液體產物； (3) 在甲烷化反應條件下，將甲烷化氣體原料與甲烷化催化劑接觸，所述甲烷化氣體原 料含有所述氣體產物或者含有所述氣體產物經水氣變換後的水氣變換氣，所述甲烷化氣體 原料中的H 2/CO的摩爾比為2. 8-3. 5。
2. 根據權利要求1所述的方法，其中，步驟（2)中，將部分淨合成氣與費託合成反應催 化劑接觸；步驟（3)中，所述甲烷化氣體原料為所述氣體產物和部分淨合成氣的混合氣，或 者為所述氣體產物和部分淨合成氣的混合氣經水氣變換後的水氣變換氣。
3. 根據權利要求1所述的方法，其中，步驟（2)中，將部分淨合成氣與費託合成反應催 化劑接觸，將部分淨合成氣進行水氣變換；步驟（3)中，所述甲烷化氣體原料為部分淨合成 氣經水氣變換後的水氣變換氣與所述氣體產物的混合氣。
4. 根據權利要求1所述的方法，其中，步驟（2)中，將部分淨合成氣與費託合成反應催 化劑接觸，將得到的氣體產物進行水氣變換；步驟（3)中，所述甲烷化氣體原料為所述氣體 產物經水氣變換後的水氣變換氣與部分淨合成氣的混合氣。
5. 根據權利要求2-4中任意一項所述的方法，其中，步驟（2)中，將5-90體積％的所述 淨合成氣與費託合成反應催化劑接觸。
6. 根據權利要求1-4中任意一項所述的方法，其中，所述水氣變換的條件包括：溫度為 150-500°C，壓力為0· l_5MPa，水與一氧化碳的摩爾比為1-2:1。
7. 根據權利要求1-4中任意一項所述的方法，其中，步驟（3)中，所述甲烷化氣體原料 中的H2與CO的總含量為30-99體積％。
8. 根據權利要求1-4中任意一項所述的方法，其中，步驟（3)中，所述甲烷化反應條件 包括：壓力為〇· 2-15MPa，溫度為150-750°C，氣體空速100-2000011'
9. 根據權利要求1-4中任意一項所述的方法，其中，步驟（2)中，所述接觸的條件包括： 壓力為0· 2-8MPa，溫度為150-400°C，氣體空速為50-1500011'
10. 根據權利要求1-4中任意一項所述的方法，其中，步驟（2)中，所述氣液分離的方法 為冷卻，所述冷卻的溫度為5-40°C。
11. 根據權利要求1-4中任意一項所述的方法，其中，步驟（1)中，將炭質材料氣化後得 到的粗合成氣進行淨化的步驟包括：將所述粗合成氣依次進行冷卻、脫焦油、粗脫硫和精脫 硫，且得到的淨合成氣中含有H 220-40摩爾％，C015-70摩爾％，C023-35摩爾％，CH40-15摩 爾％，以及H 2S小於0· 1 μ g/g。
12. 根據權利要求1-4中任意一項所述的方法，其中，所述炭質材料為褐煤和/或長焰 煤。
【文檔編號】C10K1/00GK104232194SQ201310226390
【公開日】2014年12月24日 申請日期:2013年6月7日 優先權日:2013年6月7日
【發明者】門秀傑, 崔德春, 徐慶虎, 熊亮, 劉倩, 於廣欣 申請人:中國海洋石油總公司, 中海油新能源投資有限責任公司