CN102373089B - 一种煤气化方法 - Google Patents

Abstract

本发明提供一种流化床-气流床气化煤气化方法，该方法包括以下步骤：1)将原料煤与空气和蒸汽的混合物或氧气和蒸汽的混合物反应得到含有未反应完全的煤和灰的煤气；2)将步骤1)得到的煤气进行分离，得到浓粉煤气流和淡粉煤气流，将所述浓粉煤气流与空气或氧气中反应得到含有煤和灰的煤气；3)将步骤2)得到的煤气与蒸汽反应得到含有煤和灰的煤气；4)将步骤3)得到的煤气与步骤2)分离得到的淡粉煤气流与蒸汽和二氧化碳的混合物反应，得到含有煤和灰的最终煤气。该方法降低了传统气流床气化方法制粉系统的投资和运行费用，又比传统流化床气化方法大大提高了气化温度，从而降低了设备造价，并提高了气化效率。

Description

一种煤气化方法

技术领域

本发明属于煤气化工艺领域，涉及一种煤气化方法，特别涉及一种流化床气化与气流床气化相结合以提高气化效率和降低成本的新型流化床-气流床气化煤气化方法。 

背景技术

现代工业煤气化工艺主要有固定床气化、流化床气化和气流床气化三类。 

固定床气化必须使用块状煤(6～50mm)。煤与气化剂逆流流动，冷煤进入、冷煤气流出，有利于降低气化过程的氧耗，提高了气化效率。但是，另一方面，为防止气化过程的灰渣熔结，蒸汽用量较大，使湿煤气显热消耗大，加之煤气中的干馏产物(焦油、酚等)未能气化，又会降低煤气化效率，增加粗煤气净化设备的投资和能耗。该类型气化更适用于褐煤、年青烟煤气化制备城市煤气和焦油能集中加工的场合，其单炉容量较小，不太适用于工业大型气化。 

流化床气化用煤粒度小(＜6mm)，气化强度达固定床的2-3倍，出口温度高(约900℃)，粗煤气中几乎不含焦油、酚类等难净化物质，可以进行中、大型化应用。但常规流化床的缺点是：1)为防结渣，操作温度低(850℃～950℃)，因而仅适合褐煤和高活性烟煤；2)气流夹带使灰渣和飞灰中未转化炭量较高(达煤量的约10％)，必须另设锅炉燃烧。该类型气化炉应用不广。 

气流床气化是目前大型气化的主要工艺。该气化是气化剂(蒸汽和氧气)夹带着粉煤或水煤浆高速喷入气化炉膛内，瞬间着火，煤粉与气化剂立即发生燃烧和气化反应，转化为煤气和熔渣。该类气化要求煤粒度小于100μm，反应温度达1350℃以上，成倍地加快了反应速度，炭转化率高，气化能力强。熔融灰渣在气化炉被激冷固化，定期排放。但由于该类气化工艺的制粉、送粉设备和热回收设备庞大复杂，氧耗高，水煤浆气化的喷嘴和耐火砖寿命很低等，致使投资、运行维护费用很高。 

目前，为了解决各类气化工艺的不足之处，人们提出许多新的气化工 艺，如采用灰熔聚流化床气化炉以适应高灰含量、高灰熔点的煤；采用两段式气流床工艺以降低粗煤气的温度，提高了CH₄等轻质碳氢化合物的含量和合成煤气的低位发热量，但不利于化工合成。该工艺需控制二段反应温度，易产生煤焦油。 

发明内容

本发明的一个目的在于结合了流化床气化和气流床气化的优势，克服现有技术的缺陷，提供一种新型的煤气化方法。 

本发明的另一个目的在于提供一种实现本发明所述方法的装置。 

本发明的再一个目的在于提供一种由本发明所述方法得到的煤气。 

一方面，本发明提供一种煤气化方法，该煤气化方法包括以下步骤： 

(1)将原料煤与气化剂进行流化床气化反应得到产物，将所述产物分离以形成第一煤气流(浓粉煤气流)和第二煤气流(淡粉煤气流)，其中第一煤气流与第二煤气流的灰粉含量之比为2～9.5，灰粉平均粒度之比为1.5～3； 

(2)将第一煤气流与高温空气和/或高温氧气进行气流床气化反应，再与高温蒸汽进行气化反应； 

(3)将步骤(2)得到的反应产物与第二煤气流进行气流床气化反应得到终产物。 

优选地，所述步骤(2)中的高温空气和/或高温氧气的温度为400～1300℃，高温蒸汽的温度为100～800℃。 

优选地，所述步骤(1)中的气化剂为热空气和/或热氧气、以及蒸汽，且热空气和/或热氧气和蒸汽的温度均为100～800℃。 

优选地，所述煤选自原煤、不粘煤、弱粘煤、无烟煤、长焰煤、褐煤、贫煤和气煤中的一种或多种。 

另一方面，本发明还提供了一种煤气化装置，该装置包括以下设备： 

用于煤流化床气化反应的装置13； 

煤流化床气化反应产物分离器15，用于分离得到的产物以形成第一煤气流和第二煤气流，其中第一煤气流与第二煤气流的灰粉含量之比为2～9.5，灰粉平均粒度之比为1.5～3； 

用于煤气流床气化反应的装置1，用于将第一煤气流与高温空气和/或高温氧气进行气流床气化反应后，与高温蒸汽进行气化反应；第一煤气流的气化反应产物再与第二煤气流进行气流床气化反应得到终产物。 

优选地，所述用于煤流化床气化反应的装置13为流化床气化炉，该流化床气化炉包括排渣口8、蒸汽入口9、热空气和/或热氧气入口10、进煤口11、布风室12和煤气出口14。 

优选地，所述用于煤气流床气化反应的装置1为气流床汽化炉，该气流床汽化炉包括第一煤气入口4、第二煤气入口2、高温空气和/或高温氧气入口5、蒸汽入口3、水封渣池6、凝渣器19、排渣口7和煤气出口18。 

优选地，所述用于煤气流床气化反应的装置1的煤气出口18与热回收装置17相连。 

优选地，所述用于煤流化床气化反应的装置13在垂直方向上的上部横截面积为下部横截面积1.2～3倍。 

优选地，所述用于煤气流床气化反应的装置1为上行床或下行床形式。 

优选地，所述用于煤流化床气化反应的装置13为一个或多个；所述用于煤气流床气化反应的装置1为一个或多个。 

优选地，所述用于煤流化床气化反应的装置13和所述用于煤气流床气化反应的装置1还分别包括煤颗粒分离器，用于将煤颗粒返回所述用于煤流化床气化反应的装置13或所述用于煤气流床气化反应的装置1进行反应。 

又一方面，本发明还提供了一种通过本发明所述的方法得到的煤气。 

在一个具体的实施方案中，本发明的煤气化方法包括以下步骤： 

1)通过流化床气化将原料煤与气化剂反应得到含有未反应完全的煤和灰的煤气，反应后的煤占原煤量的以质量计的30％～70％，灰占原灰量得以质量计的10％～20％，所述气化剂为空气和蒸汽的混合物或氧气和蒸汽的混合物； 

2)将步骤1)得到的煤气进行分离，得到浓粉煤气流和淡粉煤气流，将所述浓粉煤气流与气化剂反应得到含有煤和灰的煤气，反应后的煤占原煤量的以质量计的30％～70％，灰占原灰量的以质量计的10％～20％，所述气化剂选自空气和氧气中的一种； 

3)将步骤2)得到的煤气与气化剂反应得到含有煤和灰的煤气，反应后的煤占原煤量的以质量计的20％～30％，灰占原灰量的以质量计的10％～20％，所述气化剂为蒸汽；和 

4)将步骤3)得到的煤气与步骤2)分离得到的淡粉煤气流与气化剂反应，得到含有煤和灰的最终煤气，反应后的煤占原煤量的以质量计的 0％～1％，灰占原灰量的以质量计的10％～30％，所述气化剂为蒸汽和二氧化碳的混合物。 

在所述方法中，所述步骤1）中的气化剂的温度为100～800℃；所述步骤2）中气化剂的温度为20～800℃；所述步骤3）中的气化剂的温度为100～800℃；以及所述步骤4）中的气化剂的温度为100～800℃。 

在所述方法中，所述步骤1）中的反应温度为850～1000℃；所述步骤2）中的反应温度为1300～2000℃；所述步骤3）中的反应温度为1000～1800℃；以及所述步骤4）中的反应温度为1100～1600℃。 

在所述方法中，所述步骤1）中得到的煤气的温度为700～1000℃，所述步骤2）中得到的煤气的温度为1100～1800℃，所述步骤3）中得到的煤气的温度为950～1500℃，以及所述步骤4）中得到的煤气的温度为950～1500℃。 

在所述方法中，所述步骤2）中气化剂中的氧含量以摩尔计为21%～99.2%。 

在所述方法中，所述原料煤选自原煤，比较适宜的有不粘煤、弱粘煤、无烟煤、长焰煤、褐煤、贫煤和部分气煤。 

在另一个优选的实施方案中，实现本发明所述方法的装置包括以下设备： 

流化床气化炉13，用于原料煤与选自空气和氧气中的一种以及蒸汽的气化剂反应，其配备有进煤口11、流化床煤气出口管14以及流化床气化炉排渣管8； 

煤气粉浓淡分离器15，用于对煤气进行分离，其配备有浓粉煤气管4和淡粉煤气管2；和 

气流床气化炉1，用于含有煤和灰的煤气与气化剂的反应，其配备有气流床气化炉蒸汽管3、高温空气或氧气的管5和气流床煤气出口管。 

在所述装置中，所述流化床气化炉13的上部空间的横截面积大于下部空间的横截面积，例如，所述上部空间的横截面积大于下部空间的横截面积的1.2倍。 

在所述装置中，还包括： 

凝渣器19，用于降低出口煤气的温度； 

热回收设备，用于回收热量以加热气化炉用的气化剂； 

水封渣池6，用于液态排渣，其配备有气流床气化炉热空气或氧气管 

布风室12，用于收集气化剂，其配备有流化床气化炉热空气或氧气管10和流化床气化炉蒸汽管9。 

与现有技术相比，本发明的优势在于： 

本发明的煤气化方法结合了流化床气化和气流床气化的优点，避开了两者的缺点。采用了流化床-气流床气化相结合的煤气化方法，既降低了传统气流床气化方法制粉系统的投资和运行费用，又比传统流化床气化方法大大提高了气化温度，从而降低了设备造价并提高了气化效率。 

便于根据煤质特点和设计要求等灵活组合不同的工艺流程，灵活调整空气(或氧气)和蒸汽气化剂的温度，以及氧和蒸汽耗量，容量容易放大，便于调控。 

可适用不同的气化压力，系统总压降不大。气粉浓淡分离器分离出的浓粉煤气管内，由于有气流携带粉粒，比传统的分离器可大幅减小淡粉煤气管内气流的二次携带，在大幅降低分离器压降的同时，可大幅提高气粉分离效率。 

第一段煤气化采用流化床气化炉，主要作用是把粒径较大的煤粒部分气化，并产生粒径较小的煤粒供气流床气化。由于流化床只需完成部分气化，高度小、燃料处理强度高、造价低、控制简单。 

由于在流化床气化炉床层内送入的蒸汽可在下一段高温气化时充分利用，因而可大幅提高该部分的蒸汽量，该部分蒸汽不仅可在较小的空气(或氧)量下提高流化床气流量，还可控制流化床温度，减少了结焦量，提高了煤种适应能力。 

本发明的煤气化工艺中的第二段气化和第三段气化在气流床中进行。第二段是氧化放热反应为主，气化剂中的氧和原料的浓度和温度均较高，反应温度高、反应剧烈，可降低对流化床带出颗粒的粒径要求，提高流化床的工作能力和效率，同时较大颗粒的煤粒在炉内反应时间长也有利于使气化反应充分完全。第三段是还原反应为主的吸热段，通过将数量较少、细度很细的煤粉充分气化，并将大量中温煤气与第二段反应气混合，以降低出口煤气的温度在灰熔点以下。结合气流床气化炉煤气出口处的换热式凝渣器和冷煤气再循环来进一步降低出口煤气温度，热回收装置不必首先采用造价高昂的庞大废锅，只需采用对流换热形式的换热器，大幅降低了换热器造价。 

由于采用了热回收利用(或热源)加热气化剂的措施，提高了气化剂温度，不仅提高了第二段气化反应的温度和反应速度，还可降低氧耗和汽 耗，提高冷煤气效率，并增加煤气中的H₂含量，提高了煤气品质。高温气化使得蒸汽气化剂的利用率高，湿煤气所含水蒸汽量少，可简化潜热的回收流程。 

含煤气量很大的淡粉煤气管的管径远大于浓粉煤气管。气粉浓淡分离器布置在流化床气化炉的顶部煤气出口附近，淡粉煤气管在气粉浓淡分离器的出口到气流床气化炉中部的入口之间的距离更短，淡粉煤气管和浓粉煤气管的总造价降低。 

气化炉可采用膜式壁，没有耐火材料的高温腐蚀，也没有喷嘴的严重磨损，设备可靠性高。 

由于首先通过流化床气化处理原料，再经过气流床高温深度气化，本发明的煤气化方法不仅可气化原煤，也可气化生物质和垃圾等原料。不仅适用于大型工业的高温高压气化，也可用于低温低压的小型煤气化以及提供燃烧用的煤气。 

附图说明

以下，结合附图来详细说明本发明的实施例，其中： 

图1为根据本发明的实施例1的煤气化工艺流程图，其中， 

1.气流床气化炉、2.淡粉煤气管、3.气流床气化炉蒸汽管、4.浓粉煤气管、5.高温空气管、6.水封渣池、7.气流床气化炉排渣管、8.流化床气化炉排渣管、9.流化床气化炉蒸汽管、10.流化床气化炉热空气(或氧气)管、11.进煤口、12.布风室、13.流化床气化炉、14.流化床煤气出口管、15.气粉浓淡分离器、16.煤气出口、17.热回收设备、18.气流床煤气出口管和19.凝渣器。 

图2为根据本发明的实施例2的煤气化工艺流程图，其中， 

1.气流床气化炉、2.淡粉煤气管、3.气流床气化炉蒸汽管、4.浓粉煤气管、5.高温空气管、6.水封渣池、7.气流床气化炉排渣管、8.流化床气化炉排渣管、9.流化床气化炉蒸汽管、10.流化床气化炉热空气(或氧气)管、11.进煤口、12.布风室、13.流化床气化炉、14.流化床煤气出口管、15.气粉浓淡分离器、16.煤气出口、17.热回收设备、18.气流床煤气出口管和19.凝渣器。 

具体实施方式

以下参照具体的实施例来说明本发明。本领域技术人员能够理解，这些实施例仅用于说明本发明的目的，且不以任何方式限制本发明的范围。 

实施例1

如图1工艺流程图所示，原煤由进煤口11加入流化床气化炉13下部空间，温度在100～800℃的热空气和蒸汽的摩尔比为3∶1～15∶1，分别由流化床气化炉热空气管10和流化床气化炉蒸汽管9进入布风室12，并由布风室12进入流化床气化炉13下部空间。热空气的含氧量在纯空气含氧量和纯氧气含氧量之间(即以摩尔计的21％～99.2％，优选为21％～75％)，原煤气化所需的氧含量与煤的煤质分析有关，一般氧碳的摩尔比为0.9～1。热空气和蒸汽在流化床气化炉13下部空间在850～1000℃范围内发生剧烈的热交换和化学反应，产生的煤气携带小颗粒煤、灰随气流上升到流化床气化炉13上部空间继续反应，部分灰渣由流化床气化炉排渣管8排出炉外。流化床气化炉蒸汽管9加入的蒸汽不仅可作为气化剂和流化气体，还可控制流化床反应温度，避免结焦。该部分蒸汽在流程后续的气化反应中仍可被利用，蒸汽利用率可达0.8～0.95。 

流化床气化炉13的上部空间横截面积大小大于下部空间横截面积1.2～3倍(倍数大小取决于煤质等复杂因素)，上部空间的气流上升速度降低，因而颗粒较大的煤、灰由上部空间回落到下部空间，形成流化床的内循环，使颗粒较大的煤粒继续反应而缩小粒径。这样只有粒径小于一定尺寸的小颗粒煤、灰才能被带到流化床顶部的流化床煤气出口管14，并经此进入煤气粉浓淡分离器15。 

在流化床下部空间和上部空间的煤气化为第一段气化，产生的煤气为中温煤气，为避免结焦和产生大量焦油，随煤种的不同，煤气温度在700～1000℃范围内变化。 

流化床产生的煤气和该煤气流携带的粒径较小的煤、灰粉粒进入煤气粉浓淡分离器15后，分离成两路，一路是含煤气量很小、含煤、灰很多、且煤、灰相对粒径较大的浓粉煤气流；另一路是含煤气量很大、含煤、灰很少，且煤、灰相对粒径较小的淡粉煤气流。这两路煤气流分别经位于下部的浓粉煤气管4和位于上部的淡粉煤气管2进入气流床气化炉1。浓粉煤气流进入气流床气化炉1内气流的上游，淡粉煤气流进入气流床气化炉1内气流的下游，浓粉煤气管4和淡粉煤气管2沿气流床气化炉1内气流方向隔开一定距离，距离大小取决于煤质等因素，具体在1.0～8.0m范围内。 

高温空气由高温空气管5在浓粉煤气流入口的上游进入气流床气化炉1。高温空气可使流化床内未气化完的煤粉颗粒继续气化。采用的高温空气的温度在400～1300℃，这取决于煤质和设计指标。高温空气的含氧量在纯空气含氧量和纯氧气含氧量之间(即以摩尔计为21％～99.2％)，原煤 气化所需的氧含量与煤的煤质分析有关，一般氧碳的摩尔比为0.9～1。由于高温空气与浓粉煤气流两者的初始温度和浓度均较高，因而可快速发生剧烈的燃烧和气化反应，反应温度在1000～2000℃，这取决于煤质和设计指标。该区段为第二段气化的放热反应区。该区域含氧量高(以摩尔计为21～99.2％，优选为21％～75％)，氧化燃烧放热强烈，反应物反应迅速而且充分，大部分煤粒反应完全，得到含有煤和含有灰的煤气，反应后的煤占原来煤量的30％～70％(质量比)，灰占10％～20％(质量比)。灰粒在高温下软化或融化，团聚灰的重量增大，落入气流床气化炉1下部的水封渣池6，由气流床气化炉排渣管7排出炉外，实现连续的液态排渣。含有未反应完全的煤粒和少部分灰粒的煤气流进入气流床气化炉1下一段的空间。 

温度在100～800℃的高温蒸汽和二氧化碳由气流床气化炉蒸汽管3进入气流床气化炉1，进入气流床气化炉1的位置位于浓粉煤气管4和淡粉煤气管2之间。该高温蒸汽作为气化剂与上游未反应完全的煤粒和煤气在250～1200℃继续发生水煤气反应和变换反应等复杂的反应，增加了煤气中H₂的含量，得到含有煤和灰的煤气，反应后的煤占原来煤量的20％～30％(质量比)，灰占10％～30％(质量比)。该区段的高温保证了水煤气气化反应的效率，减少了蒸汽消耗和剩余。该区段为第二段气化的吸热反应区。该区段的主要反应是以水蒸汽(H₂O)和二氧化碳(CO₂)为气化剂进行气化的吸热反应，经过该反应段后，煤气流温度有所降低。 

高温气化条件下，气化反应中剩余O₂很少，上述反应后煤气流仍含有的气化剂主要是CO₂和H₂O，温度在1000～1800℃，CO₂和H₂O的比例与原料煤的煤质分析有关，具体范围在0.1～1之间。该煤气流在气流床气化炉1内继续流向下游，在淡粉煤气管2处，与进入的淡粉煤气流混合并在1000～2000℃继续发生气化反应。由于淡粉煤气流含煤的相对粒径较小，容易气化完全。由于主要气化剂为CO₂和H₂O，该段煤气化是吸热反应，可使煤气流温度降低，同时，由于流化床气化的煤气流大部分流入淡粉煤气流，淡粉煤气流含煤气量很大，因而经过该段气化后的煤气温度大大降低。通过控制气粉浓淡分离器的浓淡分离量(分离后的粉量比例和煤气流量比例)、加入的气化蒸汽量等，可控制气流床气化炉1煤气出口处的凝渣器19前的煤气温度在灰熔点以下，且不高于1200℃。该区段为第三段气化，通过该区段反应，还可将流化床气化炉13产生煤气中含有的焦油和酚类分解掉，改善了最终煤气的成份组成，得到含有煤和含有灰的最终煤气产品，反应后的煤占原煤量的0％～1％(质量比)，灰占原灰量的10％～30％(质量比)。 

位于气流床气化炉1煤气出口处的换热式凝渣器19可进一步降低出口煤气温度，以便于在后面的热回收设备17采用对流换热形式，降低换热器造价，提高经济性。凝渣器19凝结的灰渣在重力作用下可落入水封渣池6后排出。 

经凝渣器19冷却的煤气经过气流床煤气出口管18进入热回收设备17。凝渣器19和热回收设备17回收的热量可用于产生该气化炉用的蒸汽和加热空气，以提高冷煤气效率和降低气化系统的氧耗。高温气化剂(蒸汽和加热空气)还可通过热风炉等加热炉单独加热，以进一步降低系统的氧耗。 

经过热量回收设备17的煤气最终产品由煤气出口16流向用户。 

实施例2

如图2工艺流程图所示，原煤由进煤口11加入流化床气化炉13下部空间，温度在100～800℃的氧气和蒸汽的摩尔比为1～3，分别由流化床气化炉氧气管10和流化床气化炉蒸汽管9进入布风室12，并由布风室12进入流化床气化炉13下部空间。氧气和蒸汽在流化床气化炉13下部空间发生剧烈的热交换和化学反应，产生的煤气携带小颗粒煤、灰随气流上升到流化床气化炉13上部空间继续反应，反应温度800～2000℃范围内，在部分灰渣由流化床气化炉排渣管8排出炉外。流化床气化炉蒸汽管9加入的蒸汽不仅可作为气化剂和流化气体，还可控制流化床反应温度，避免结焦。该部分蒸汽在流程后续的气化反应中仍可被利用，蒸汽利用率高，可达0.8～0.95。 

流化床气化炉13的上部空间横截面积大小大于下部空间横截面积1.2～3倍(倍数的大小取决于煤质等复杂因素)，上部空间的气流上升速度降低，因而颗粒较大的煤、灰由上部空间回落到下部空间，形成流化床的内循环，使颗粒较大的煤粒继续反应而缩小粒径。这样只有粒径小于一定尺寸的小颗粒煤、灰才能被带到流化床顶部的流化床煤气出口管14，并经此进入气粉浓淡分离器15。 

在流化床下部空间和上部空间的煤气化为第一段气化，产生的煤气为中温煤气，为避免结焦和产生大量焦油，视煤种不同，煤气温度在700～1000℃范围内。 

流化床产生的煤气和该煤气流携带的粒径较小的煤、灰粉粒进入气粉浓淡分离器15后，分离成两路，一路是含煤气量很小、含煤、灰很多、且煤、灰相对粒径较大的浓粉煤气流；另一路是含煤气量很大、含煤、灰很少，且煤、灰相对粒径较小的淡粉煤气流。这两路煤气流分别经位于上 部浓粉煤气管4和位于下部的淡粉煤气管2进入气流床气化炉1。浓粉煤气流进入气流床气化炉1内气流的上游，淡粉煤气流进入气流床气化炉1内气流的下游，浓粉煤气管4和淡粉煤气管2沿气流床气化炉1内气流方向隔开一定距离，距离大小取决于煤质等因素，具体在1.0～8.0m范围内。 

氧气由氧气管5在浓粉煤气流入口的上游进入气流床气化炉1。氧气可使流化床内未气化完的煤粉颗粒继续气化。采用氧气的温度在400～1300℃范围，这取决于煤质和设计指标。由于氧气与浓粉煤气流两者的初始温度和浓度均较高，因而可快速发生剧烈的燃烧和气化反应，反应温度在1000～2000℃范围内，这取决于煤质和设计指标。该区段为第二段气化的放热反应区。该区域含氧量高，为以摩尔计的21％～99.2％，优选为21％～75％的范围内，氧化燃烧放热强烈，反应物反应迅速而且充分，大部分煤粒反应完全，得到含有煤和含有灰的煤气，反应后的煤占原煤量的20％～30％(质量比)，灰占原灰量的10％～30％(质量比)，灰粒在高温下软化或融化，团聚灰的重量增大，落入气流床气化炉1下部的水封渣池6，由气流床气化炉排渣管7排出炉外，实现连续的液态排渣。含有未反应完全的煤粒和少部分灰粒的煤气流进入气流床气化炉1下一段的空间。 

温度在100～800℃的高温蒸汽和二氧化碳由气流床气化炉蒸汽管3进入气流床气化炉1，进入气流床气化炉1的位置位于浓粉煤气管4和淡粉煤气管2之间。该高温蒸汽和二氧化碳作为气化剂与上游未反应完全的煤粒和煤气继续发生水煤气反应和变换反应等复杂的反应，反应温度在1000～1800℃范围内，增加了煤气中H₂的含量，得到含有煤和含有灰的煤气，反应后的煤占原煤量的20％～30％(质量比)，灰占原灰量的10％～30％(质量比)。该区段的高温保证了水煤气气化反应的效率，减少了蒸汽消耗和剩余。该区段为第二段气化的吸热反应区。该区段的主要反应是以水蒸汽(H₂O)和二氧化碳(CO₂)为气化剂进行气化的吸热反应，经过该反应段后，煤气流温度有所降低。 

高温气化条件下，气化反应中剩余O₂很少，上述反应后煤气流仍含有的气化剂主要是CO₂和H₂O，二氧化碳和水蒸汽的温度在1000～1800℃范围内，比例在0.1～1(摩尔比)范围内。该煤气流在气流床气化炉1内继续流向下游，在淡粉煤气管2处，与进入的淡粉煤气流混合并继续发生气化反应，反应温度在1100～1600℃范围内。由于淡粉煤气流含煤的相对粒径较小，容易气化完全。由于主要气化剂为CO₂和H₂O，该段煤气化是吸热反应，可使煤气流温度降低，同时，由于流化床气化的煤气流大部分流入淡粉煤气流，淡粉煤气流含煤气量很大，因而经过该段气化后的煤气温度大大降低。通过控制气粉浓淡分离器的浓淡分离量(分离后的粉量 比例和煤气流量比例)、加入的气化蒸汽量等，可控制气流床气化炉1煤气出口处的凝渣器19前的煤气温度在灰熔点以下，且不高于1200℃。该区段为第三段气化，通过该区段反应，还可将流化床气化炉13产生煤气中含有的焦油和酚类分解掉，改善了最终煤气的成份组成，得到含有煤和灰的最终煤气产品，反应后的煤占原煤量的0％～1％(质量比)，灰占原灰量的10％～30％(质量比)。 

位于气流床气化炉1煤气出口处的换热式凝渣器19可进一步降低出口煤气温度，以便于在后面的热回收设备17采用对流换热形式，降低换热器造价，提高经济性。凝渣器19凝结的灰渣在重力作用下可落入水封渣池6后排出。 

经凝渣器19冷却的煤气经过气流床煤气出口管18进入热回收设备17。凝渣器19和热回收设备17回收的热量可用于产生该气化炉用的蒸汽和氧气，以提高冷煤气效率和降低气化系统的氧耗。高温气化剂(蒸汽和氧气)还可通过热风炉等加热炉单独加热，以进一步降低系统的氧耗。 

经过热量回收设备17的煤气最终产品由煤气出口16流向用户。 

本发明的煤气化方法还可根据煤质特点和设计要求等组合不同的工艺流程。 

淡粉煤气管、气流床气化炉蒸汽管、浓粉煤气管和高温空气(或氧气)管可对称多个灵活布置于气流床气化炉上，以提高气流床气化炉传热传质的效率。当气流床气化炉采用上行床(如图1所示)时，该方法的特点是气粉分离器易于设计，分离效果好，但会有部分煤粒未经过充分气化下漏到渣池，当气流床气化炉采用下行床(如图2所示)时，该方法的特点是使得煤粒气化的更充分，但难于设计，分离效果一般。 

根据煤质特点和颗粒大小，为解决气流床气化炉与流化床气化炉容量匹配和降低综合造价，即可采用一个气流床气化炉与多个流化床气化炉组合的方案，也可采用多个气流床气化炉与一个流化床气化炉组合的方案，只需将相应管道对称布置即可。 

对于难气化煤，为了提高气化效率，可在气化炉煤气出口加设气粉分离器，分离出的煤粒回到流化床气化炉或气流床气化炉进行再循环。 

为了增加高温气化段空间和减小凝渣器的容量，可通过将热回收装置后的冷煤气再循环到气流床气化炉出口的方法降低气流床气化炉煤气出口温度。 

由流化床气化炉排渣管排出炉外的灰渣可通过冷渣器回收热量，灰渣粉碎到一定粒度后再加入流化床气化炉，或将灰渣在燃烧炉燃烧，将灰渣中的碳充分利用。 

Claims (13)

1.一种煤气化方法，该方法包括以下步骤：

（1）将原料煤与气化剂进行流化床气化反应得到产物，将所述产物分离以形成第一煤气流和第二煤气流，其中第一煤气流与第二煤气流的灰粉含量之比为2～9.5，灰粉平均粒度之比为1.5～3；其中，所述气化剂为热空气和/或热氧气，以及蒸汽，且热空气和蒸汽的温度均为100～800℃

（2）将第一煤气流与高温空气和/或高温氧气进行气流床气化反应，再与高温蒸汽进行气化反应；

（3）将步骤（2）得到的反应产物与第二煤气流进行气流床气化反应得到终产物。

2.根据权利要求1所述的煤气化方法，其特征在于，所述步骤（2）中的高温空气和/或高温氧气的温度为400～1300℃，高温蒸汽的温度为100～800℃。

3.根据权利要求1或2所述的煤气化方法，其特征在于，所述煤选自不粘煤、弱粘煤、无烟煤、长焰煤、褐煤、贫煤和气煤中的一种或多种。

4.根据权利要求1或2所述的煤气化方法，其特征在于，所述煤为原煤。

5.一种煤气化装置，该装置包括以下设备：

用于煤流化床气化反应的装置（13）；

煤流化床气化反应产物分离器（15），用于分离煤经流化床气化反应得到的产物，形成第一煤气流和第二煤气流，其中第一煤气流与第二煤气流的灰粉含量之比为2～9.5，灰粉平均粒度之比为1.5～3；

用于煤气流床气化反应的装置（1），用于将第一煤气流与高温空气和/或高温氧气进行气流床气化反应后，与高温蒸汽进行气化反应；第一煤气流的气化反应产物再与第二煤气流进行气流床气化反应得到终产物。

6.根据权利要求5所述的煤气化装置，其特征在于，所述用于煤流化床气化反应的装置（13）为流化床气化炉，该流化床气化炉包括排渣口（8）、蒸汽入口（9）、热空气和/或热氧气入口（10）、进煤口（11）、布风室（12）和煤气出口（14）。

7.根据权利要求5或6所述的煤气化装置，其特征在于，所述用于煤气流床气化反应的装置（1）为气流床汽化炉，该气流床汽化炉包括第一煤气入口（4）、第二煤气入口（2）、高温空气和/或高温氧气入口（5）、蒸汽入口（3）、水封渣池（6）、凝渣器（19）、排渣口（7）和煤气出口（18）。

8.根据权利要求7所述的煤气化装置，其特征在于，所述用于煤气流床气化反应的装置（1）的煤气出口（18）与热回收装置（17）相连。

9.根据权利要求5或6所述的煤气化装置，其特征在于，所述用于煤流化床气化反应的装置（13）在垂直方向上的上部横截面积为下部横截面积1.2～3倍。

10.根据权利要求5或6所述的煤气化装置，其特征在于，所述用于煤气流床气化反应的装置（1）为上行床或下行床形式。

11.根据权利要求5或6所述的煤气化装置，其特征在于，所述用于煤流化床气化反应的装置（13）为一个或多个；所述用于煤气流床气化反应的装置（1）为一个或多个。

12.根据权利要求5或6所述的煤气化装置，其特征在于，所述用于煤流化床气化反应的装置（13）和所述用于煤气流床气化反应的装置（1）还分别包括煤颗粒分离器，用于将煤颗粒返回所述用于煤流化床气化反应的装置（13）或所述用于煤气流床气化反应的装置（1）进行反应。

13.一种根据权利要求1-4中任一项所述方法得到的煤气。

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