CN103820170A - 一种粗煤气中焦油组份及含碳颗粒的转化装置及方法 - Google Patents

Abstract

一种粗煤气中焦油组份及含碳颗粒的转化装置及方法，该转化装置包括转化系统、返料系统、料封系统三部分。转化系统主要由固体颗粒分布区、部分氧化区、深度处理区组成。返料系统由气固分流装置、固体颗粒捕集装置、直立料腿组成。料封系统由密封料位控制装置、环形封口、返料斜管组成。本发明通过气化剂与粗煤气中携带的焦油组份及含碳颗粒发生部分氧化还原反应，将其转化为煤气，从而达到对粗煤气中焦油组份及含碳颗粒的深度转化处理，大幅提高了能源转化效率。具有操作过程简单、设备投资及运行费用低、转化效率高等技术优势。

Description

一种粗煤气中焦油组份及含碳颗粒的转化装置及方法

技术领域

本发明涉及煤及生物质制粗合成气的深度净化处理技术，具体涉及一种粗煤气中焦油组份及含碳颗粒的转化装置及方法。

背景技术

洁净煤技术主要是指通过煤的热解、气化工艺，碳一化学与不同单元过程的优化集成组合，用于生产各种石油基替代燃料、高附加值化工产品的工艺技术体系。煤气化技术是洁净煤技术的核心及关键技术之一。煤的气化产物在电力生产、城市供暖、燃料电池、液体燃料及化工原料合成等方面有着极其广泛的应用。从这个意义上讲，煤气化是发展煤基多联产工艺系统（如IGCC）、煤基化工和清洁能源系统的重要基础。作为煤基化工合成工业体系的龙头的煤制合成气，不仅可以用于制取清洁汽油、柴油、醇醚等液体燃料，也可以将产业链拓展至合成氨及其后端产品甲醇、乙二醇、低碳烯烃等的生产。此外，以合成气为原料，还可以合成光气、二甲基甲酰胺、二甲醚、甲胺、甲酸、醋酸等重要的化工原料及产品。

迄今为止，煤气化技术已经发展了200多年，按照气化炉内物料的接触方式进行分类，已经实现工业化应用的气化炉分为固定床气化炉、流化床气化炉及气流床气化炉三种。按照操作压力区分，气化炉又可以分为常压气化炉及加压气化炉。常压气化炉主要有UGI固态排渣固定床气化炉、Winkler流化床气化炉和Koppers-Totzek气流床气化炉；加压气化炉主要有Lurgi液态排渣固定床气化炉(BGL)、HWT以及Texaco(水煤浆气化)、GSP、Shell、E-gas气流床气化炉等。固定床气化炉以Lurgi加压气化炉为代表，虽然具有生产能力大，煤种适应性广，出口煤气温度低，冷煤气效率高的优点，但同时其出口煤气中甲烷、焦油、酚等含量较高，煤气成份中CH₄含量高达16～18%，且会产生大量需要处理的冷凝水，冷凝水中含大量的焦油、酚、脂肪酸及氰化物等污染物。原料应为5～55mm的块煤，并且不能处理粘结煤。因此若用于制取合成气，存在原料和气体净化所需费用较高的不足之处。以Winkler气化炉及高温Winkler-HTW气化炉为代表的流化床气化炉工艺则具有处理量大、气化强度大(比固定床气化炉高2～3倍）炉内传热传质效果好、粗煤气中焦油及酚类物质含量低的优点。其不足之处在于为防止炉内结渣,保持正常流态化,操作温度较低(850～1000℃)。因此，要取得比较合理的碳转化率，入炉煤必须具有很好的反应活性，也就要求反应温度在1000℃左右，此时碳的转化率可达到95%以上。能够达到这种反应活性的煤种只有褐煤。如将低活性煤及其他低活性燃料加入气化炉中，则其相应的碳转化率会很低，同时，床内灰渣和飞灰中的碳含量较高(达煤量的20%)，煤气和过程利用效率低，必须另设锅炉燃烧。气流床气化炉是另一种气化装置。这种气化炉的操作温度在煤灰的熔融温度以上(或者煤渣的粘度小于250P)。虽然所得煤气不含焦油、酚类等，但气流床气化炉中气固并流流动，煤气出口温度过高(1400～1500℃)，因其床层温度高，导致氧耗增大，同时煤气出口温度偏高，使部分能量转化为热能，煤气显热损失增大。由于所有的煤灰都要被熔化到低于一定的粘度，这种气化炉很难适合高灰熔点的煤种。此外，气流床气化炉对耐火材料也有苛刻要求，废热回收的设备的投资也进一步提高了该气化工艺的运行费用和投资成本。

对于以生产合成气为目的的气化炉，最理想的气化炉应当是：所产煤气中不含任何焦油组份及甲烷，同时具有广泛的煤种适应性。还可以最大限度的将煤中的能量转化成煤气的化学能，而不是转化为显热。这就出现了所谓分段气化的概念。其中具有代表性的工艺就是日本的Ebara过程(US Patent6902711)。在此两段气化炉中，一段炉是一个流化床气化炉，二段炉是一个熔融床的气流床气化炉。虽然此气化炉具有一段容易进料、二段无甲烷和焦油产生的优点，但是由于所有的飞灰都要在二段炉熔化，氧耗较高，并且很难适用于高灰熔点的煤种等缺点。

综上所述，现有的煤气化技术都不同程度的存在着气化产生的煤气中粉尘、焦油含量超标的问题，现阶段，煤气化技术的发展趋势主要是围绕降低气化温度和能耗、减少煤气中焦油含量、改善气体品质和提高气化过程综合效率等问题，开发原料适应性广,尤其是适用于劣质煤和生物质等低能量密度原料且工艺简单、环境友好的新型气化工艺。

发明内容

本发明的目的在于提供一种能够解决现有煤气化工艺中产生的煤气中焦油及含碳粉尘浓度较高，煤气品质较差的现实问题，在相对较低温度下运行，高效去除粗煤气中焦油、烃类组份及前段未完全转化的含碳颗粒的粗煤气中焦油组份及含碳颗粒的转化装置及方法。

为达到上述目的，本发明的转化装置包括:包括转化系统、返料系统及料封系统；

所述的转化系统包括自下而上设置的相互连通的固体颗粒分布区、部分氧化区和深度处理区，在固体颗粒分布区上开设有与粗煤气相连通的粗煤气入口、循环颗粒返回口和与开工床料注入装置相连通的用于加入固体颗粒的转化床料注入口，在部分氧化区上开设有气化剂注入口，深度处理区上开设有含颗粒煤气出口，氧气和蒸汽分别经管道与气体混合器相连通，气体混合器的出口经管道与气化剂注入口相连通；

所述的返料系统包括自上而上设置的相连通的固体颗粒捕集装置和直立料腿，其中固体颗粒捕集装置上设置有与含颗粒煤气出口相连通的气固分流装置及转化煤气出口，直立料腿上设有返料床料注入口、固体颗粒料位测量装置和返料系统排渣口，其中返料床料注入口经管道与开工床料注入装置相连通；

所述的料封系统包括相连通的环形封口、密封料位控制装置和返料斜管，其中环形封口与直立料腿的下端相连通，返料斜管与循环颗粒返回口相连通。

所述的深度处理区上还开设有与气体混合器相连通的深度处理区氧化剂入口。

所述的直立料腿下端开设有直立料腿煤气吹扫口，该直立料腿煤气吹扫口经管道与循环煤气相连通。

所述的环形封口上开设有返料煤气吹送口，该返料煤气吹送口经管道与循环煤气相连通。

所述的部分氧化区的下端为锥形结构，氧化剂注入口开设在锥形结构上。

所述的固体颗粒分布区内固体颗粒质量是粗煤气质量的20～25倍。

本发明的转化方法，其特征在于：包括如下步骤：

1）通过开工床料注入装置经转化床料注入口和返料床料注入口将开工床料分别加入转化系统的固体颗粒分布区和返料系统的直立料腿底部；

2）含有焦油组份和含碳颗粒的粗煤气通过粗煤气入口加入转化系统的固体颗粒分布区；

3）粗煤气与高于其质量20～25倍的固体颗粒相混合，从而使其温度增加到接近部分氧化区或整个转化系统的正常操作温度；

4）在固体颗粒分布区内，粗煤气中的焦油组份与含碳颗粒已及与粗煤气自身携带的蒸汽开始发生气化反应，从而使这些组份转化为有用的合成气；

5）氧气和蒸汽分别进入气体混合器混合后，通过气化剂注入口进入转化系统的部分氧化区，粗煤气和气-固混合物的最大温升小于35℃；

6）氧气和蒸汽与混合在固体中的粗煤气中的焦油组份和含碳颗粒在部分氧化区发生部分氧化还原反应，将焦油组份和含碳颗粒中的碳转化为主要含一氧化碳、二氧化碳、氢气的合成气组份；

7）转化后的煤气携带有部分床料以及经转化处理后的不含碳颗粒，经气体分流装置进入返料系统的固体颗粒捕集装置，所捕集的固体颗粒进入直立料腿，直立料腿中的返回固体颗粒料位由固体颗粒料位测量装置进行控制，除去颗粒后的转化煤气进入后系统；

8）直立料腿中的固体颗粒依次通过料封系统的环形封口、密封料位控制装置、返料斜管以及循环颗粒返回口进入转化系统的固体颗粒分布区，从而形成一个固体颗粒循环。

所述的循环煤气通过直立料腿煤气吹扫口和返料煤气吹扫口对固体颗粒进行吹扫和松动。

所述的粗煤气的温度为300～1100℃，压力为0.01～9.0MPa，开工床料的粒度范围为40～991μm。

所述的氧气和蒸汽的比例为0.5～3Nm³（氧气）/kg（蒸汽）。

本发明通过气化剂与粗煤气中的焦油组份及含碳颗粒发生部分氧化反应，将其转化为煤气，具有非常高的固体颗粒循环倍率，可显著增大循环物料的总热容，可大幅提高装置内介质间的传热及传质效率，在部分氧化区内，氧气注入区的温升幅度很小。从而使床内温度局部过热的几率大大降低。因而，该转化系统的操作温度可以更接近于煤灰的熔点而不会结渣，以此实现对粗煤气中焦油组份及含碳颗粒的深度转化处理的目的。由于转化系统操作温度低于煤的灰熔点，操作温度要比气流床气化炉低200～400℃，耗氧量也低于气流床气化炉。同时由于物料充分混合，操作温度也足够高，因此可以取得比气流床气化炉更高的碳转化率。另外，本发明还具有操作过程简单、设备投资及运行费用低、转化效率高等技术优势。

附图说明

图1为本发明的整体结构示意图。

图中：1、粗煤气2、粗煤气入口3、颗粒分布区4、转化床料注入口5、气化剂注入口6、氧气7、蒸汽8、气体混合器9、部分氧化区10、深度处理区11、含颗粒煤气出口12、气固分流装置13、转化煤气出口14、转化煤气15、固体颗粒捕集装置16、直立料腿17、返料床料注入口18、开工床料注入装置19、固体颗粒料位测量装置20、直立料腿煤气吹扫口21、循环煤气22、返料系统排渣口23、焦渣24、返料煤气吹送口25、环形封口26、密封料位测量装置27、返料斜管28、循环颗粒返回口29、深度处理区气化剂入口。

具体实施方式

下面结合附图对本发明作进一步详细描述。

参见图1，本发明包括转化系统、返料系统及料封系统；

所述的转化系统包括自下而上设置的相互连通的固体颗粒分布区3、部分氧化区9和深度处理区10，在固体颗粒分布区3上开设有与粗煤气1相连通的粗煤气入口2、循环颗粒返回口28和与开工床料注入装置18相连通的用于加入固体颗粒的转化床料注入口4，固体颗粒分布区3内固体颗粒质量是粗煤气1质量的20～25倍，在部分氧化区9的下端为锥形结构并开设有气化剂注入口5，深度处理区10上开设有含颗粒煤气出口11和深度处理区氧化剂入口29，氧气6和蒸汽7分别经管道与气体混合器8相连通，气体混合器8的出口经管道分别与气化剂注入口5和深度处理区氧化剂入口29相连通；

所述的返料系统包括自上而上设置的相连通的固体颗粒捕集装置15和直立料腿16，其中固体颗粒捕集装置15上设置有与含颗粒煤气出口11相连通的气固分流装置12及转化煤气出口13，直立料腿16上设有返料床料注入口17、固体颗粒料位测量装置19和返料系统排渣口22，其中返料床料注入口17经管道与开工床料注入装置18相连通；直立料腿16下端还开设有直立料腿煤气吹扫口20，该直立料腿煤气吹扫口20经管道与循环煤气21相连通；

所述的料封系统包括相连通的环形封口25、密封料位控制装置26和返料斜管27，其中环形封口25与直立料腿16的下端相连通，返料斜管27与循环颗粒返回口28相连通，环形封口25上开设有返料煤气吹送口24，该返料煤气吹送口24经管道与循环煤气21相连通。

固体颗粒分布区3使粗煤气与来自料封系统的循环固体颗粒迅速混合。

所述的转化系统的操作温度为1000～1350℃，反应压力为0.01～9.0MPa。

所述的氧气由气化剂注入口加入转化系统的部分氧化区的锥体部分，从而增加了固体颗粒的内部循环。

所述的氧气和蒸汽加入部分氧化区之后，会使来自固体颗粒分布区的气-固混合物的温度增加10～35℃。

所述的深度处理区内可以注入氧气和蒸汽，通过提升转化系统的温度而进一步提高系统装置的碳转化率。

所述的气固分流装置中部分固体颗粒可与气体分流，从而提高整个系统的固体颗粒捕集效率。

所述的固体颗粒循环量是粗煤气流量的20～25倍。

所述的粗煤气与循环固体颗粒混合后温度不会比转化系统的正常操作温度低35℃。

本发明的方法如下：

本发明的转化系统进行处理的粗煤气1来源于另一个气化炉如Lurgi(鲁奇)炉、U-gas气化炉及其他的任一种固定床及流化床气化炉。其中鲁奇炉是一种煤气化行业中应用非常成熟的工艺，但它的最突出缺点是煤气中含有大量的粉尘、焦油及其他不需要的组份。同时，由于鲁奇炉产生的煤气中水份含量很高（最高可达35vol%左右），大部分的煤气水份来自于气化炉用于控温而随氧气加入的，少部分来自于入炉煤所含的水份。这些水份在被冷凝分离后，会产生三种不利的后果：首先，会产生大量的焦油与水的混合物，焦油从水中分离之后会产生大量的含酚废水，需要投入大量的资金进行含酚废水的处理；其次，煤气冷却及焦油分离设备复杂，操作难度加大，因为冷却分离需要循环水，因此会耗费大量的水资源。此外，由于煤气中的水份冷凝过程会放出大量的热，从而需要大量的循环冷却水进行冷凝，而产生的热水在实际工艺中又无法重复利用。因此，尽管鲁奇炉的表观热效率很高，但若将循环冷却水及产生的入炉蒸汽考虑进去，则鲁奇炉的实际热效率会低很多。第三，分离所得的重质焦油和粉尘的混合物很难处理，虽然运行过程中可以将产生的混合物循环返回气化炉中进行处理，但最终产生的煤气中总含尘量还是远高于不进行焦油循环时产生的煤气。因此，上述操作会增加除尘及冷凝系统的负荷。

如果将鲁奇炉产生的粗煤气送入本发明的转化系统中进行处理，原来用于煤气出口喷淋、煤气冷却、焦油-水冷却分离及焦油循环系统都可以省去。可大幅降低设备的整体投资及占地面积。当鲁奇炉中产生的粗煤气直接进入本发明的转化系统后，煤气中的焦油组份、含碳颗粒及其他芳香族化合物都将被转化为CO和H₂。与此同时，粗煤气中的水蒸汽也会参与有机物的重整反应，由此实现水蒸汽中氢的合理充分利用。此外，经过深度转化处理的煤气经除尘净化后，虽然含有少量的粉尘，但不含熔融态的灰渣，可直接对其显热进行回收，产生大量的高品位水蒸汽，所产生的水蒸气既可用于发电也可用于转化过程的蒸汽补充，最重要的是，产生的这些蒸汽7可以直接作为气化炉的气化剂。

本发明的转化方法如下：

1）通过开工床料注入装置18经转化床料注入口4和返料床料注入口17将开工床料分别加入转化系统的固体颗粒分布区3和返料系统的直立料腿16底部；

2）含有焦油组份和含碳颗粒的粗煤气1通过粗煤气入口2加入转化系统的固体颗粒分布区3；

3）粗煤气1与高于其质量20～25倍的固体颗粒相混合，从而使其温度增加到接近部分氧化区9或整个转化系统的正常操作温度；

4）在固体颗粒分布区3内，粗煤气1中的焦油组份与含碳颗粒已及与粗煤气1自身携带的蒸汽开始发生气化反应，从而使这些组份转化为有用的合成气；

5）氧气6和蒸汽7分别进入气体混合器8混合后，通过气化剂注入口5进入转化系统的部分氧化区9，粗煤气和气-固混合物的最大温升小于35℃；

6）氧气6和蒸汽7与混合在固体中的粗煤气1中的焦油组份和含碳颗粒在部分氧化区9发生部分氧化还原反应，将焦油组份和含碳颗粒中的碳转化为主要含一氧化碳、二氧化碳、氢气的合成气组份；

7）转化后的煤气携带有部分床料以及经转化处理后的不含碳颗粒，经气体分流装置12进入返料系统的固体颗粒捕集装置15，所捕集的固体颗粒进入直立料腿16，直立料腿16中的返回固体颗粒料位由固体颗粒料位测量装置19进行控制，除去颗粒后的转化煤气14进入后系统；

8）直立料腿16中的固体颗粒依次通过料封系统的环形封口25、密封料位控制装置26、返料斜管27以及循环颗粒返回口28进入转化系统的固体颗粒分布区3，从而形成一个固体颗粒循环。

所述的循环煤气21通过直立料腿煤气吹扫口20和返料煤气吹扫口24对固体颗粒进行吹扫和松动。

所述的粗煤气1的温度为300～1100℃，压力为0.01～9.0MPa，开工床料的粒度范围为40～991μm。

所述的氧气6和蒸汽7的比例为0.5～3Nm³（氧气）/kg（蒸汽）。

当以鲁奇炉产生的粗煤气1作为本发明转化装置原料时，其入口温度为300～600℃、压力为3.0～9.0MPa，并且含有焦油组份和含碳颗粒,通过粗煤气入口2进入转化系统后的粗煤气1在固体颗粒分布区3与返料斜管27中的高于其质量20倍的高温循环固体颗粒相混合，此处最佳的固体颗粒循环量为粗煤气流量的25倍，从而使其温度增加到接近部分氧化区9或整个转化系统的正常操作温度。在固体颗粒分布区3内，粗煤气1中的焦油组份与含碳颗粒已经与粗煤气1自身携带的蒸汽开始发生气化反应，从而使这些组份转化为有用的合成气；

经过气-固两相的充分混合，粗煤气的温度几乎瞬间就升高至接近气化炉的操作温度。当煤气携带的固体颗粒进入部分氧化区9之后，粗煤气与氧气将直接进行转化反应而没有爆炸的危险。这就凸现了转化系统中的固体颗粒分布区3的优点。如果没有固体颗粒分布区3，煤气遇氧就会有爆炸的危险。这也是返料系统采用料封的原因。实践证明，本发明的料封系统可靠性极高，这有力保证了循环固体颗粒顺利返回固体颗粒分布区3。一旦固体颗粒循环停止，固体颗粒分布区3的物料仍然会延续一段时间，保证了煤气的温度不会很快降低，从而给自动切换系统预留了足够多的时间进行氧气6的切断，保障了整个转化系统的安全运行。

本发明也可以用来处理流化床气化炉产生的粗煤气，当以高灰分、高灰熔点的烟煤作为流化床气化炉的原料时，粗煤气中的甲烷含量高达5wt%，粉尘含量可达煤气的7wt%，而这些粉尘中的碳含量有时会高达60～70wt%，同时煤气中会含有相当数量的焦油组份(超过煤气的1wt%)。这些粉尘会给粗煤气的处理带来很大的压力：首先，较高的粉尘含量会造成煤气冷却系统钢材的腐蚀、结垢，导致设备的损坏，致使整个系统装置操作不正常，蒸汽达不到期望的产量及参数；其次，焦油和粉尘共同粘结在换热器的内壁面及过滤器的孔隙内。由于焦油和粉尘集结在过滤器孔隙内，过滤器压降增加，会超过设计允许的压差，导致过滤器无法正常运转。即使使用文丘里洗涤器，焦油和粉尘也会在文丘里洗涤器内结垢，导致文丘里洗涤器也无法正常运行。相比之下，本发明涉及的转化装置所处理的来自流化床气化炉的粗煤气温度在800～1100℃左右，压力为0.01～9.0MPa，粗煤气一旦在固体颗粒分布区3内与循环固体颗粒快速混合，所形成的气-固混合物料的温度就接近于转化系统的操作温度，此时粗煤气1中的焦油组份便开始与蒸汽7进行重整反应，生成主要组成为CO和H₂的合成气。

另外，本发明也可以用来处理煤制天然气领域产生的粗煤气。作为液化石油气和常规天然气的替代和补充，煤制天然气技术现阶段在中国的发展也方兴未艾，其工艺流程主要是先采用煤加压气化技术生产粗合成气。

将粒度范围为40～991μm的开工床料通过开工床料注入装置18经转化床料注入口4和返料床料注入口17分别加入转化系统的固体颗粒分散区3和返料系统的直立料腿16底部。氧气6和蒸汽7按0.5～3Nm³（氧气）/kg（蒸汽）的比例进入气体混合器8混合，混合后的气化剂通过气化剂注入口5进入转化系统的部分氧化区9，粗煤气1和气-固混合物的最大温升一般要小于35℃。氧气6和蒸汽7进入转化系统后，会与混合在固体中的粗煤气中的焦油组份和含碳颗粒在部分氧化区9发生部分氧化还原反应，将焦油组份和含碳颗粒中的碳转化为主要含一氧化碳、二氧化碳、氢气的合成气。

如图1所示，氧气6和蒸汽7注入转化系统的锥体部位，所形成的气-固混合物再从固体颗粒分布区3进入转化系统的中心区。氧气6和蒸汽7进入锥体部位后，主要流动方向是斜向下的，从而带动一部分固体颗粒与气化剂一起进入转化系统的中心区，发生部分氧化还原反应。转化系统的操作温度取决于粉尘的反应活性。一般是以碳转化率98%为操作温度的控制点，但必须低于煤灰的熔融温度。一般只需在灰熔点以下10～20℃。

氧气6和蒸汽7的加入及流化床的自然流动状态都会导致固体颗粒在流化床内部的循环。内部循环是通过中心区向上流动，边壁区向下流动。向下流动的固体颗粒中含有非常少量的碳，这些碳遇到氧气后，在1000～1350℃的反应温度下，会很快消耗大部分氧气。虽然固体颗粒中的碳含量很低，远低于1wt%甚至低于0.5wt%，有时会低于0.2wt%，但由于内部循环量非常大，这是本发明对转化系统的一个重要贡献。固体颗粒分布区3内气-固混合物流的表观速度为8～16m/s,这个速度在刚进入部分氧化区9的锥体部分时基本不变。由这股物流带来的射流效应，必然会导致部分氧化区9的中心区域气-固两相的床料密度很低，而部分氧化区9边壁区颗粒的床料密度则接近最小流化床密度。在重力与床层内颗粒密度差的共同作用下，固体颗粒必然会进行内部循环。虽然此内循环在流化床反应器中都会出现，但本发明却实现了高倍率内循环。

为了促进固体颗粒的内部循环，此转化装置的部分氧化区9和固体颗粒分布区3的内径尺寸有所差异，部分氧化区9的内径是固体颗粒分布区3内径尺寸的1.3～1.5倍。在部分氧化区9内，气-固两相的表观速度为4～8m/s,床层表观密度为300～1000kg/m³。此处部分氧化区9的高床层密度得以保持主要有两个原因：一是直立料腿16中的固体颗粒料位一定要高于部分氧化区9；二是外部固体循环速率要足够大，以及时的补充部分氧化区9中带出的颗粒量。

在部分氧化区9的上部，床层的密度开始下降。此区域属于深度处理区10。任何未完全反应及相对较小的颗粒都会出现在此区域。在正常运行中，一旦发现粉尘含碳量仍然高于期望值，则部分氧化区9内的氧气6和蒸汽7也可以加入到这个区域内。由于含碳粉尘的颗粒粒径非常小，一般都小于10μm。即使这些颗粒的温度高于灰熔点，他们也会吸附在其他的惰性颗粒表面，从而产生团聚的颗粒，却不会结渣。团聚形成的大颗粒可以从床层中排出，所以深度处理区10可以进一步提高转化系统的碳转化率。

转化后的煤气携带有部分颗粒以及经转化处理后的几乎不含碳颗粒，通过含颗粒煤气出口11，由内含耐高温衬里的管道输送进入气固分流装置12。气固分流装置12的作用是通过其内部特殊的流道结构设计改变气-固两相混合流体的流向和流场，从而达到提高颗粒分离效率的目的。具体而言，将转化系统到固体颗粒捕集装置的连接管线的内部设计成长方体，长边位于垂直方向，并且让整个长方体的底面向下倾斜，上表面水平。整个管线的垂直方向不断增长。为了保持管线内流体的流速不致于过低，长方体横向的距离可以适当减小。其它分流方法也可以实施。

气-固两相混合流体经气固分流装置12进入返料系统的固体颗粒捕集装置15，所捕集的固体颗粒进入直立料腿16，直立料腿16中的返回固体颗粒料位由固体颗粒料位测量装置19进行测量，除去颗粒后的转化煤气14通过转化煤气出口13进入后系统，干煤气中甲烷含量不高于0.5%，且不含焦油组份。直立料腿16的料位高度是由整个转化系统的物料量来决定的，最理想的料位高度是保证部分氧化区9在密相区。在给定料位的前提下，固体循环速率是由固体颗粒分布区3内流体速度及直立料腿16内吹扫气的流量来决定的，并以此为依据通过调整直立料腿煤气吹扫口20和设置在环形封口25上的返料煤气吹扫口24中的循环煤气21对固体颗粒进行吹扫和松动，从而达到控制直立料腿16中固体颗粒料位的目的。

直立料腿16中的固体颗粒依次通过料封系统中环形封口25、密封料位控制装置26、返料斜管27以及循环颗粒返回口28进入转化系统的固体颗粒分布区3，从而形成一个固体颗粒循环。部分反应所生成的焦渣23可由返料系统排渣口22排出。

为了确保固体颗粒在转化系统、返料系统及料封系统中顺利循环，循环煤气21作为流化气及松动气，通过直立料腿煤气吹扫口20和设置在环形封口25上的返料煤气吹扫口24对固体颗粒进行吹扫和松动。用以消除固体颗粒间以及颗粒与设备内壁面间的静摩擦作用，确保下降颗粒能充分流化及流动，顺利返回转化系统。同时也可以保持返料系统直立料腿16内有一定的固体料位，以产生一定的静压，有效防止气体倒流现象的发生。

Claims (10)

1.一种粗煤气中焦油组份及含碳颗粒的转化装置，其特征在于：包括转化系统、返料系统及料封系统；

所述的转化系统包括自下而上设置的相互连通的固体颗粒分布区（3）、部分氧化区（9）和深度处理区（10），在固体颗粒分布区（3）上开设有与粗煤气（1）相连通的粗煤气入口（2）、循环颗粒返回口（28）和与开工床料注入装置（18）相连通的用于加入固体颗粒的转化床料注入口（4），在部分氧化区（9）上开设有气化剂注入口（5），深度处理区（10）上开设有含颗粒煤气出口（11），氧气（6）和蒸汽（7）分别经管道与气体混合器（8）相连通，气体混合器（8）的出口经管道与气化剂注入口（5）相连通；

所述的返料系统包括自上而上设置的相连通的固体颗粒捕集装置（15）和直立料腿（16），其中固体颗粒捕集装置15上设置有与含颗粒煤气出口（11）相连通的气固分流装置（12）及转化煤气出口（13），直立料腿（16）上设有返料床料注入口（17）、固体颗粒料位测量装置（19）和返料系统排渣口（22），其中返料床料注入口（17）经管道与开工床料注入装置（18）相连通；

所述的料封系统包括相连通的环形封口（25）、密封料位控制装置（26）和返料斜管（27），其中环形封口（25）与直立料腿（16）的下端相连通，返料斜管（27）与循环颗粒返回口（28）相连通。

2.根据权利要求1所述的粗煤气中焦油组份及含碳颗粒的转化装置，其特征在于：所述的深度处理区（10）上还开设有与气体混合器（8）相连通的深度处理区氧化剂入口（29）。

3.根据权利要求1所述的粗煤气中焦油组份及含碳颗粒的转化装置，其特征在于：所述的直立料腿（16）下端开设有直立料腿煤气吹扫口（20），该直立料腿煤气吹扫口（20）经管道与循环煤气（21）相连通。

4.根据权利要求1所述的粗煤气中焦油组份及含碳颗粒的转化装置，其特征在于：所述的环形封口（25）上开设有返料煤气吹送口（24），该返料煤气吹送口（24）经管道与循环煤气（21）相连通。

5.根据权利要求1所述的粗煤气中焦油组份及含碳颗粒的转化装置，其特征在于，所述的部分氧化区(9)的下端为锥形结构，氧化剂注入口开设在锥形结构上。

6.根据权利要求1所述的粗煤气中焦油组份及含碳颗粒的转化装置，其特征在于，所述的固体颗粒分布区（3）内固体颗粒质量是粗煤气（1）质量的20～25倍。

7.一种如权利要求1所述的转化装置的粗煤气中焦油组份及含碳颗粒的转化方法，其特征在于：包括如下步骤：

1）通过开工床料注入装置（18）经转化床料注入口（4）和返料床料注入口（17）将开工床料分别加入转化系统的固体颗粒分布区（3）和返料系统的直立料腿（16）底部；

2）含有焦油组份和含碳颗粒的粗煤气（1）通过粗煤气入口（2）加入转化系统的固体颗粒分布区（3）；

3）粗煤气（1）与高于其质量20～25倍的固体颗粒相混合，从而使其温度增加到接近部分氧化区（9）或整个转化系统的正常操作温度；

4）在固体颗粒分布区（3）内，粗煤气（1）中的焦油组份与含碳颗粒已及与粗煤气（1）自身携带的蒸汽开始发生气化反应，从而使这些组份转化为有用的合成气；

5）氧气（6）和蒸汽（7）分别进入气体混合器（8）混合后，通过气化剂注入口（5）进入转化系统的部分氧化区（9），粗煤气和气-固混合物的最大温升小于35℃；

6）氧气（6）和蒸汽（7）与混合在固体中的粗煤气（1）中的焦油组份和含碳颗粒在部分氧化区（9）发生部分氧化还原反应，将焦油组份和含碳颗粒中的碳转化为主要含一氧化碳、二氧化碳、氢气的合成气组份；

7）转化后的煤气携带有部分床料以及经转化处理后的不含碳颗粒，经气体分流装置（12）进入返料系统的固体颗粒捕集装置（15），所捕集的固体颗粒进入直立料腿（16），直立料腿（16）中的返回固体颗粒料位由固体颗粒料位测量装置（19）进行控制，除去颗粒后的转化煤气（14）进入后系统；

8）直立料腿（16）中的固体颗粒依次通过料封系统的环形封口（25）、密封料位控制装置（26）、返料斜管（27）以及循环颗粒返回口（28）进入转化系统的固体颗粒分布区（3），从而形成一个固体颗粒循环。

8.根据权利要求7所述的粗煤气中焦油组份及含碳颗粒的转化方法，其特征在于：所述的循环煤气（21）通过直立料腿煤气吹扫口（20）和返料煤气吹扫口（24）对固体颗粒进行吹扫和松动。

9.根据权利要求7所述的粗煤气中焦油组份及含碳颗粒的转化方法，其特征在于，所述的粗煤气（1）的温度为300～1100℃，压力为0.01～9.0MPa，开工床料的粒度范围为40～991μm。

10.根据权利要求7所述的粗煤气中焦油组份及含碳颗粒的转化方法，其特征在于，所述的氧气（6）和蒸汽（7）的比例为0.5～3Nm³（氧气）/kg（蒸汽）。

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