一种含氧煤层气催化脱氧工艺.pdf

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1、(10)申请公布号 CN 102952590 A (43)申请公布日 2013.03.06 CN 102952590 A *CN102952590A* (21)申请号 201210389569.2 (22)申请日 2012.10.16 C10K 1/34(2006.01) C10L 3/10(2006.01) (71)申请人 大连瑞克科技有限公司 地址 116052 辽宁省大连市旅顺经济开发区 顺乐街 327 号 (72)发明人 周焕文 邓少亮 乔川 曲雪琴 (74)专利代理机构 大连星海专利事务所 21208 代理人 花向阳 (54) 发明名称 一种含氧煤层气催化脱氧工艺 (57) 摘要 一。

2、种含氧煤层气催化脱氧工艺， 属于煤层气 利用技术领域， 特别是采用催化脱氧的方法去除 含氧煤层气中的氧。这种含氧煤层气催化脱氧工 艺采用多级反应器进行脱氧反应， 根据原料气氧 浓度的不同， 前级反应器采用换热方式将反应热 取走， 以维持一定的反应温度和适当降低反应气 中氧浓度， 前级反应器出口温度控制在 400以 下， 后级采用绝热反应器， 出口温度控制在 700 以下。 整个工艺气体脱氧后不需要循环， 从而降低 了能耗， 同时能够有效地控制脱氧反应器出口温 度， 减少甲烷裂解损失。 (51)Int.Cl. 权利要求书 1 页 说明书 4 页 附图 2 页 (19)中华人民共和国国家知识产权局。

3、 (12)发明专利申请 权利要求书 1 页 说明书 4 页 附图 2 页 1/1 页 2 1. 一种含氧煤层气催化脱氧工艺， 其特征在于 ： 它采用 1-3 个换热脱氧反应器、 一个 绝热脱氧反应器 (R) 和一个蒸汽锅炉 (B) 串联连接的催化脱氧装置， 所述换热脱氧反应器 设有独立的冷却系统， 绝热脱氧反应器 (R) 的出口气在蒸汽锅炉 (B) 和产品气换热器 (E) 中换热后作为产品气排出， 原料气在产品气换热器 (E) 和第一换热器 (E1) 中换热后， 进入 第一换热脱氧反应器 (R1)， 第一换热脱氧反应器 (R1) 的出口气经第一换热器 (E1) 换热 后进入下一级换热脱氧反应器。

4、或绝热脱氧反应器 (R) ； 所述换热脱氧反应器采用具有较低 起活温度的贵金属脱氧催化剂或非贵金属脱氧催化剂， 所述绝热脱氧反应器 (R) 采用具有 高温稳定性的非贵金属脱氧催化剂 ； 所述换热脱氧反应器的入口气温度控制在 230-330 之间， 出口气温度控制在 300-400之间， 所述绝热脱氧反应器 (R) 的入口温度控制在 230-330之间， 出口温度控制在 600-700之间。 2. 根据权利要求 1 所述的含氧煤层气催化脱氧工艺， 其特征在于 ： 所述催化脱氧装置 采用第一换热脱氧反应器 (R1) 与绝热脱氧反应器 (R) 串联连接。 3. 根据权利要求 1 所述的含氧煤层气催化。

5、脱氧工艺， 其特征在于 ： 所述催化脱氧装置 采用第一换热脱氧反应器 (R1)、 第二换热脱氧反应器 (R2) 与绝热脱氧反应器 (R) 串联连 接， 在第二换热脱氧反应器 (R2) 与绝热脱氧反应器 (R) 之间设有第四换热器 (E4)。 4. 根据权利要求 1 所述的含氧煤层气催化脱氧工艺， 其特征在于 ： 所述催化脱氧装置 采用第一换热脱氧反应器(R1)、 第二换热脱氧反应器(R2)、 第三换热脱氧反应器(R3)与绝 热脱氧反应器 (R) 串联连接， 在第二换热脱氧反应器 (R2) 与第三换热脱氧反应器 (R3) 之 间设有第四换热器 (E4)， 在第三换热脱氧反应器 (R3) 与绝热脱。

6、氧反应器 (R) 之间设有第 六换热器 (E6)。 5. 根据权利要求 1 所述的含氧煤层气催化脱氧工艺， 其特征在于 ： 所述第三换热脱氧 反应器 (R3) 的出口气采用管道经调节阀 (V) 与原料气连通。 权 利 要 求 书 CN 102952590 A 2 1/4 页 3 一种含氧煤层气催化脱氧工艺 技术领域 0001 本发明涉及一种含氧煤层气催化脱氧工艺， 属于煤层气利用技术领域， 特别是采 用催化脱氧的方法去除含氧煤层气中的氧。 背景技术 0002 我国是世界煤炭产量最大的国家， 煤矿矿井数量也居世界首位， 大量的煤矿低浓 度瓦斯排放不仅浪费了宝贵的清洁能源资源， 同时也加重了全球温。

7、室效应的影响。因此必 须结合我国煤炭瓦斯排放的特点， 从技术、 经济角度选择适宜的低浓度瓦斯利用技术， 加强 我国煤矿抽放瓦斯的资源化利用。其中， 抽放煤层气混掺空气是我国煤层气利用中的一个 亟待寻求突破的重要环节。 0003 煤层气提纯技术是指将 N2或空气与甲烷分离， 使煤层气中甲烷含量相应增加， 从 而提高煤层气的热值及降低运输成本。煤层气提纯技术主要包括低温深冷分离、 变压吸附 和膜分离等三种。对于变压吸附和膜分离， 高压有利于气体的分离提纯。但是， 高压下使含 氧甲烷容易爆炸， 操作非常危险。 因此， 一种较为安全的分离提纯方案是先脱除煤层气中的 氧再进行提纯处理， 目前在用的煤层气。

8、脱氧方式主要包括催化脱氧、 焦炭脱氧等， 其中， 催 化脱氧工艺的本质是富燃贫氧气氛下甲烷的催化燃烧， 其主要反应式为 CH4 + 2O2 = CO2 + 2H2O 该反应是强放热反应， 温升大， 每脱除 1% 的氧温升在 85左右， 当煤层气中氧含量 10% 时， 温度将达到 1000以上， 使甲烷裂解。因此如何移走反应过程中放出的大量热， 并减少副反应的发生， 是该工艺的关键所在。目前主要采用部分产品气循环工艺 （如专利 CN101139239A） 。该工艺需要大量循环产品气， 产品气的循环消耗了大量的能源， 增加了运 行费用。 0004 因此， 针对煤层气处理量大、 压力低、 氧浓度变化。

9、频繁等工艺特点， 开发一种更为 高效的煤层气脱氧工艺， 降低煤层气脱氧的操作费用， 才有利于煤层气催化脱氧工艺的推 广和应用。 发明内容 0005 本发明的目的是提供一种含氧煤层气脱氧工艺， 解决了煤层气液化、 储运过程中 由于氧的存在而导致的安全隐患， 通过换热和去掉产品气循环的方法， 降低煤层气催化脱 氧工艺的运行费用， 该工艺可应用于含氧煤层气脱氧以及其他可燃气体的催化脱氧过程。 0006 本发明采用的技术方案是 ： 一种含氧煤层气催化脱氧工艺采用 1-3 个换热脱氧反 应器、 一个绝热脱氧反应器和一个蒸汽锅炉串联连接的催化脱氧装置， 所述换热脱氧反应 器设有独立的冷却系统， 绝热脱氧反。

10、应器的出口气在蒸汽锅炉和产品气换热器中换热后作 为产品气排出， 原料气在产品气换热器和第一换热器中换热后， 进入第一换热脱氧反应器， 第一换热脱氧反应器的出口气经第一换热器 换热后进入下一级换热脱氧反应器或绝热脱 氧反应器 ； 所述换热脱氧反应器采用具有较低起活温度的贵金属脱氧催化剂或非贵金属脱 说 明 书 CN 102952590 A 3 2/4 页 4 氧催化剂， 所述绝热脱氧反应器采用具有高温稳定性 （600700） 的非贵金属脱氧催化剂 ； 所述换热脱氧反应器的入口气温度控制在 230-330之间， 出口气温度控制在 300-400 之间， 所述绝热脱氧反应器的入口温度控制在 230-。

11、330之间， 出口温度控制在 600-700 之间。 0007 所述催化脱氧装置采用第一换热脱氧反应器与绝热脱氧反应器串联连接。 0008 所述催化脱氧装置采用第一换热脱氧反应器 (R1)、 第二换热脱氧反应器与绝热脱 氧反应器串联连接， 在第二换热脱氧反应器与绝热脱氧反应器之间设有第四换热器。 0009 所述催化脱氧装置采用第一换热脱氧反应器、 第二换热脱氧反应器、 第三换热脱 氧反应器与绝热脱氧反应器串联连接， 在第二换热脱氧反应器与第三换热脱氧反应器之间 设有第四换热器， 在第三换热脱氧反应器与绝热脱氧反应器之间设有第六换热器。 0010 所述第三换热脱氧反应器的出口气采用管道经调节阀与。

12、原料气连通。 0011 上述的技术方案采用两段多级反应器进行脱氧反应， 根据原料气氧浓度的不同， 前段反应器采用换热方式将反应热取走， 以维持一定的反应温度和适当降低反应气中氧 浓度， 前段各级反应器出口温度控制在 400以下， 后端采用绝热反应器， 出口温度控制在 700以下。整个工艺气体脱氧后不需要循环， 从而降低了能耗， 同时能够有效地控制脱氧 反应器出口温度， 减少甲烷裂解损失。前段带换热的反应器可以是一级、 二级或三级， 每级 反应器出口反应气温度控制在 300 400之间。前段带换热的反应器每段反应器的入口 气体中氧含量可在 512% 之间， 出口气体中氧含量可减少到 25% 之间。

13、。后段绝热反应器为 一段反应器， 反应器入口温度控制在230-330之间， 出口温度控制在600700之间。 入 口气体氧浓度为前级反应出口氧的浓度， 浓度在25%。 反应器的出口氧浓度降低到0.5%以 下。前段带换热反应器的换热介质可为热水、 冷气。该工艺的反应空速为 100040000h-1， 优选条件下反应空速为 500030000h-1。 0012 本发明的有益效果是 ： 这种含氧煤层气催化脱氧工艺采用多级反应器进行脱氧反 应， 根据原料气氧浓度的不同， 前级反应器采用换热方式将反应热取走， 以维持一定的反应 温度和适当降低反应气中氧浓度， 前级反应器出口温度控制在 400以下， 后级。

14、采用绝热反 应器， 出口温度控制在700以下。 整个工艺气体脱氧后不需要循环， 从而降低了能耗， 同时 能够有效地控制脱氧反应器出口温度， 减少甲烷裂解损失。 附图说明 0013 图 1 是本发明实施例 1 煤层气 2 级催化脱氧工艺流程示意图。 0014 图 2 是本发明实施例 2 煤层气 3 级催化脱氧工艺流程示意图。 0015 图 3 是本发明实施例 3 煤层气 4 级催化脱氧工艺流程示意图。 0016 图中 ： B、 蒸汽锅炉， E、 产品气换热器， E1、 第一换热器， E2、 第二换热器， E3、 第三换 热器， E4、 第四换热器， E5、 第五换热器， E6、 第六换热器， P。

15、1、 第一冷却泵， P2、 第二冷却泵， P3、 第三冷却泵， R、 绝热脱氧反应器， R1、 第一换热脱氧反应器， R2、 第二换热脱氧反应器， R3、 第三换热脱氧反应器， V、 调节阀。 具体实施方式 0017 下面结合具体实施方式对本发明作进一步的详细描述。 说 明 书 CN 102952590 A 4 3/4 页 5 0018 实施例 1 本实施例含氧煤层气催化脱氧反应工艺如图 1 所示， 采用二级反应器进行催化脱氧反 应 ： 煤层气组成 （mol%） ： CH4 59.5， O2 8.0， N2 32.5， 压力 0.55MPa， 空速 10000h-1。 0019 原料气经过产品。

16、气换热器 E 换热， 再与第一换热脱氧反应器 R1 的出塔气换热后， 温度达到第一换热脱氧反应器 R1 的入塔温度要求， T=250， 进入第一换热脱氧反应器 R1 开始反应， 随着反应的进行， 温度逐渐升高， 反应器的温度通过换热控制， 使反应温度低于 催化剂的起燃温度380， 通过换热控制第一换热脱氧反应器R1出口反应温度360， 出口 反应气的氧含量达到 4.8% ； 从第一换热脱氧反应器 R1 出来的反应气经过第一换热器 E1 与 原料气换热后温度降至 250， 进入绝热脱氧反应器 R， 进入绝热脱氧反应器 R 的反应气随 着反应的进行， 温度逐渐升高到催化剂起燃温度 325， 起燃后。

17、温度迅速升高， 绝热脱氧反 应器 R 的热点温度为 638， 反应后的气体氧含量为 0.15%， 经过二级催化脱氧反应后的气 体进入蒸汽锅炉 B， 然后再进入产品气换热器 E 冷却， 后续水分离及甲烷的提纯可采用常规 的方法进行 （图中未标出） 。第一换热脱氧反应器 R1 的出口气温度采用第一冷却泵 P1 和第 二换热器 E2 进行调节。 0020 本实施例中， 没有采用产品气作为返回气， 大大降低了因循环而消耗的能量， 节省 了操作费用。 0021 实施例 2 本实施例含氧煤层气催化脱氧反应工艺如图 2 所示， 采用三级反应器催化脱氧反应 ： 煤层气组成 （mol%） ： CH4 50.0，。

18、 O2 10.0， N2 40.0， 压力 0.55MPa， 空速 20000h-1。 0022 原料气经过产品气换热器 E 换热， 再与第一换热脱氧反应器 R1 的出塔气换热后， 温度达到第一换热脱氧反应器 R1 的入塔温度要求， T=250， 进入第一换热脱氧反应器 R1 开始反应， 随着反应的进行， 温度逐渐升高， 反应器的温度通过换热控制， 使反应温度低于 催化剂的起燃温度380， 通过第一换热脱氧反应器R1出口反应温度360， 出口反应气的 氧含量达到 7.2% ； 从第一换热脱氧反应器 R1 出来的反应气经过第一换热器 E1 与原料气换 热后温度降至 250， 进入第二换热脱氧反应。

19、器 R2， 进入第二换热脱氧反应器 R2 的反应气 随着反应的进行， 温度逐渐升高， 反应器的温度通过换热控制， 使反应温度低于催化剂的起 燃温度390， 通过换热控制第二换热脱氧反应器R2出口反应温度370， 出口反应气的氧 含量降低到 4.4% ； 从第二换热脱氧反应器 R2 出来的反应气经过第四换热器 E4 换热后温度 降至250， 进入绝热脱氧反应器E， 进入绝热脱氧反应器E的反应气随着反应的进行， 温度 逐渐升高到起燃温度325， 起燃后温度迅速升高， 绝热脱氧反应器E的热点温度为625， 反应后的气体氧含量为 0.16%， 经过三级催化脱氧反应后的气体进入蒸汽锅炉 B， 然后再进 。

20、入产品气换热器E冷却， 后续水分离及甲烷的提纯可采用常规的方法进行 （图中未标出） 。 第 一换热脱氧反应器 R1 的出口气温度采用第一冷却泵 P1 和第二换热器 E2 进行调节。第二 换热脱氧反应器 R2 的出口气温度采用第二冷却泵 P2 和第三换热器 E3 进行调节。 0023 实施例 3 本实施例含氧煤层气催化脱氧反应工艺如图 3 所示， 采用四级反应器催化脱氧反应 ： 煤层气组成 （mol%） ： CH4 50.0， O2 10.0， N2 40.0， 压力 0.55MPa， 空速 20000h-1。 0024 原料气经过产品气换热器 E 换热， 再与第一换热脱氧反应器 R1 的出塔气。

21、换热后， 说 明 书 CN 102952590 A 5 4/4 页 6 温度达到第一换热脱氧反应器 R1 的入塔温度要求， T=250， 进入第一换热脱氧反应器 R1 开始反应， 随着反应的进行， 温度逐渐升高， 反应器的温度通过换热控制， 使反应温度低于 催化剂的起燃温度380， 通过换热控制第一换热脱氧反应器R1出口反应温度360， 出口 反应气的氧含量达到 7.2% ； 从第一换热脱氧反应器 R1 出来的反应气经过第一换热器 E1 与 原料气换热后温度降至 250， 进入第二换热脱氧反应器 R2， 进入第二换热脱氧反应器 R2 的反应气随着反应的进行， 温度逐渐升高， 第二换热脱氧反应器。

22、 R2 的温度通过换热控制， 使反应温度低于催化剂的起燃温度 390， 通过换热控制反应器 2 出口反应温度 370， 出 口反应气的氧含量降低到 4.4% ； 从第二换热脱氧反应器 R2 出来的反应气经过第四换热器 E4 后温度降至 250， 进入第三换热脱氧反应器 R3， 进入第三换热脱氧反应器 R3 的反应气 随着反应的进行， 温度逐渐升高， 反应器的温度通过换热控制， 使反应温度低于催化剂的起 燃温度380， 通过换热控制第三换热脱氧反应器R3出口反应温度370， 出口反应气的氧 含量降低到 2.3% ； 从第三换热脱氧反应器 R3 出来的反应气与原料气混合后， 反应气的氧含 量变为 。

23、4.5%， 经过第六换热器 E6 换热后温度降至 250， 进入绝热脱氧反应器 R， 进入绝热 脱氧反应器 R 的反应气随着反应的进行， 温度逐渐升高到起燃温度 325， 起燃后温度迅速 升高， 绝热脱氧反应器R的出口温度为628， 反应后的气体氧含量为0.08%， 经过四级催化 脱氧反应后的气体进入蒸汽锅炉 B， 然后再进入产品气换热器 E 冷却， 后续水分离及甲烷的 提纯可采用常规的方法进行 （图中未标出） 。第一换热脱氧反应器 R1 的出口气温度采用第 一冷却泵 P1 和第二换热器 E2 进行调节。第二换热脱氧反应器 R2 的出口气温度采用第二 冷却泵 P2 和第三换热器 E3 进行调节。第三换热脱氧反应器 R3 的出口气温度采用第三冷 却泵 P3 和第五换热器 E5 进行调节。 0025 本实施例中， 不但没有采用产品气作为返回气， 在反应中间还可以通过加入原料 气的方法提高原料气的处理量。 说 明 书 CN 102952590 A 6 1/2 页 7 图 1 图 2 说 明 书 附 图 CN 102952590 A 7 2/2 页 8 图 3 说 明 书 附 图 CN 102952590 A 8 。