CN104927922A - 移动床加压煤气化生产富甲烷煤气的工艺和装置 - Google Patents
移动床加压煤气化生产富甲烷煤气的工艺和装置 Download PDFInfo
- Publication number
- CN104927922A CN104927922A CN201410095431.0A CN201410095431A CN104927922A CN 104927922 A CN104927922 A CN 104927922A CN 201410095431 A CN201410095431 A CN 201410095431A CN 104927922 A CN104927922 A CN 104927922A
- Authority
- CN
- China
- Prior art keywords
- gas
- coal
- methane
- gasification
- hydrogen
- Prior art date
- Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
- Granted
Links
Classifications
-
- Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
- Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
- Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
- Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
- Y02P20/10—Process efficiency
Landscapes
- Industrial Gases (AREA)
- Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
Abstract
移动床加压煤气化生产富甲烷煤气的工艺和装置，将移动床加压气化炉内煤气化的床层的高径比提高以优化甲烷产率的气化条件。在气化炉底部的富氧蒸汽入炉管路上，增设氢气气化剂加入管路，让富氧蒸汽气化剂和氢气气化剂，分别轮流从炉底送入加压气化炉，对炉内炭层周期性的重复进行，富氧蒸汽制低甲烷水煤气工艺过程和氢气制高甲烷氢煤气工艺过程。在两种入炉气化剂相互转换前，设计有惰性气体置换过程，以防止两种气化剂在入炉管路内和炉底内部相遇而出现安全事故。由于移动床加压煤气化工艺中增加了氢气制高甲烷氢煤气工艺过程，使煤气中甲烷含量大幅增加，既提高煤气热值又提高煤制气热效率。
Description
技术领域
本发明属于煤制气领域，特别涉及移动床(固定床)加压煤气化生产富甲烷煤气的工艺技术与流程装置。
背景技术
煤制天然气(SNG)主要方法之一就是，首先要生产出含有较多甲烷的煤气。目前主要有3种工艺方法，即固定床(移动床)加压煤气化法，煤加氢气化法和煤蒸汽催化气化法。
固定床(移动床)加压煤气化能生产出含11％左右甲烷的煤气，如美国大平原公司、中国大唐克旗和阜新等的煤制天然气的煤气化工艺，均是采用移动床(固定床)加压煤气化工艺装置，即鲁奇炉加压煤气化工艺，将富氧蒸汽(氧气/蒸汽≈1/6左右)混合气化剂，从加压固定床底部连续送入炉内，气化剂进入炉内炭层后，气化剂中的氧气首先与炭层底部的碳元素反应：C+O2＝CO2，2C+O2＝2CO放出热量，为炭层中部吸热的水煤气反应：C+H2O＝CO+H2，提供热量并制出水煤气后，含有大量水蒸汽的水煤气进入炭层上部的干馏层和干燥层，在加热其炭层的同时为其干馏和干燥提供热量。所以这种固定床生产的煤气中就含有富含甲烷的干馏煤气。由于干馏煤气量远小于水煤气量，因此，此类煤气中的甲烷总量并不高，即使采用高挥发分的褐煤为原料，煤气中的甲烷也只有10～12％左右，所以本案称之为低甲烷水煤气。要用水煤气生产出甲烷产品，还需要配置较大规模的甲烷催化合成工序，导致装置投资、甲烷产品成本增加。但该煤气化工艺的炉渣中的残炭低，通常低于10％，甚至在5％以下；单位煤气氧气耗量低，仅为气流床煤气化工艺的40％，所以被业内首选为煤制天然气的煤气化工艺。
煤加氢气化，包括煤加氢催化气化法生产富甲烷煤气，多为加压流化床气化工艺。煤气中的甲烷浓度能够大于30％。目前还在实验阶段。由于煤加氢气化是放热反应，在高温下甲烷的平衡浓度低，所以煤加氢气化工艺的温度，通常设计在较低的600℃～800℃，这又导致碳的加氢气化速率降低，再加上C+2H2＝CH4反应后期，焦粒上的活性中心减少，加氢气化速率大幅降低，实验室加氢气化，煤的粒度在5mm左右，加氢反应2小时，碳转化率一般只有50％左右。要使煤加氢转化后渣中的残炭低于10％，需要加氢反应6小时以上，即使加入催化剂，加快C+2H2＝CH4反应速率的程度也不令人满意。所以目前煤加氢气化法生产富甲烷煤气成本还较高，尚无商业化运行装置。
煤蒸汽催化气化法，通常也采用加压流化床工艺。虽然不用氢气和氧气，煤气中的甲烷浓度也能够大于30％。气化工艺受甲烷平衡浓度的限制，气化温度通常也设计在600℃～800℃，再加上C+2H2＝CH4反应后期，焦粒上的活性中心减少，加氢气化速率大幅降低，除同样存在碳转化率低的问题外，还有催化剂的回收利用的成本和维持床层温度的能耗问题，所以至今也没有商业化装置面世。
鉴于加氢气化和催化气化的碳转化率低，最近也出现了多级流化床流化方案，主要特点：①是采用富氧蒸汽，在900～1000℃温度下，对加氢气化或蒸汽催化气化后期难以气化的焦粒进行低甲烷水煤气反应，来提高碳的转化率；②是利用反应余热为煤干馏工艺提供热量。这种增加了富氧气化的多级流化气化，由于流化的固体物料的数倍增加，不仅大幅增加了装置的复杂性和投资，还会大幅增加本来就已经很高的流化动力消耗。
煤制天然气的其它煤气化工艺还有气流床加压气化法，该工艺生产出的煤气几乎不含甲烷，煤制天然气的全部甲烷均需在合成工序中催化合成，每1000Nm3甲烷需要CO+H4，4000Nm3，需要纯氧至少1400Nm3。因此，采用气流床煤气化工艺，必须配置投资巨大的空分系统和甲烷合成系统，才能生产出天然气产品来，所以气流床加压煤气化最终也不能低成本的生产出天然气。
发明内容
鉴于现行煤制天然气的煤气化工序，移动床(固定床)加压气化工艺、加氢煤气化和催化煤气化，均不能低成本的生产出富含甲烷的煤气的现实问题。本案提出一种移动床加压气化工艺技术方案予以解决。
1.移动床加压煤气化生产富甲烷煤气的工艺和装置，其特征在于：
1.1.将移动床加压气化炉内，进行煤气化的床层的高径比设计为0.8至5范围，在增大炭层高度和气化反应表面积、延长气化剂在床层反应时间、减小床层同平面温差的同时，获得直接甲烷化反应C+2H2＝CH4沿气流方向的更平缓的煤气化床层温度分布梯度，以增加甲烷产率；
1.2.在气化炉底部的氧气和蒸汽的入炉进气管路(3)上增设氢气气化剂加入管路(QQ)；
1.3.将控制蒸汽气化剂、氧气气化剂、氢气气化剂进入煤气炉的阀门分别设计为串连双阀结构(1A)-(1B)、(2A)-(2B)、(15A)-(15B)，并在串连的A阀和B阀之间接入惰气管路(DQ)，分别通过(1C)阀、(2C)阀、(15C)阀，对关闭的双阀之间的管内充注压力高于气化剂的隔离惰性气体，以杜绝串联的阀门出现万一的泄漏，让氢气和氧气在管路(3)内相遇而引发事故；
1.4.在原富氧蒸汽连续入炉加压煤气化的工艺中，嵌入煤加氢直接甲烷化的气化工艺，让富氧蒸汽气化剂和氢气气化剂这两种气化剂，分别轮流从炉底送入移动床加压气化炉，对炉内炭层周期性(T＝T1+T2+T3+T4)的重复进行，富氧蒸汽制低甲烷水煤气T1工艺过程和氢气制高甲烷氢煤气T3工艺过程，让移动床的煤气化界面既是水煤气反应阶段T1的相界面，又是甲烷化反应阶段T3的相界面；使煤气化层既是甲烷化反应阶段T3的吸热载体，又是水煤气反应阶段T1的供热载体；水煤气反应阶段T1在气化层形成的减温分布，有利于甲烷化反应阶段T3增加甲烷浓度上限；甲烷化反应阶段T3在气化层形成的加温分布，又有利于水煤气反应阶段T1提高水煤气浓度上限；这两个互为有利的轮换气化过程的有机结合，还使煤加氢直接甲烷化反应放出的显热，转化为水煤气反应产物CO和H2的化学潜热，从而进一步提高了本工艺热效率。
1.5.在两种入炉气化剂相互转换前，设计有惰性气体置换T2过程或T4过程，用纯蒸汽惰性气体将入炉管路(3)内和炉内底部(4)的富氧蒸汽，置换并驱赶到炉内炭层中的氧化燃烧层7A中烧掉为T2置换过程，用纯蒸汽惰性气体将入炉管路(3)内和炉内底部(4)的氢气，置换并驱赶到炉内炭层中的氧化燃烧层(7B)之上为T4过程，以防止T1阶段的富氧蒸汽或T3阶段的氢气，在入炉管路(3)内和炉底内部(4)相遇而出现安全事故；
1.6.在入炉的氢气气化剂中均匀混合安全允许范围内的氧气，通过少量氧气在炉渣上部的安全燃烧放热，减少氢气气化剂在高温氧化层吸收的热量，以延长氢气煤气化直接进行C+2H2＝CH4的甲烷生成反应T3的时间段长度，提高直接甲烷化的产率；
1.7.出炉的高甲烷氢煤气或低甲烷水煤气经洗涤、初步除去焦油、粉尘后，分别经过阀门16A进入高甲烷氢煤气净化分离工艺装置，或阀门14A进入低甲烷水煤气净化分离工艺装置。
2.根据本案所述的移动床加压煤气化生产富甲烷煤气的工艺和装置，其特征在于，富氧蒸汽制低甲烷水煤气阶段T1，开启蒸汽阀(1A)和(1B)、氧气阀(2A)和(2B)、惰气阀(15C)、富氧低甲烷水煤气阀(14A)，将温度为350℃左右富氧蒸汽气化剂从加压气化炉底送入，富氧蒸汽依次穿过入炉管路(3)、炉底空间(4)、炉篦(5)、灰渣层(6)吸收其热量，进入燃烧层7A区域，其中的氧气首先在7A区域与碳元素迅速燃烧放出热量形成高温燃烧层，其中被加热的蒸汽即开始吸热的水煤气反应使气化层温度逐步降低，在富氧蒸汽制低甲烷水煤气T1阶段，还使移动床加压煤气化的气化层内沿气流方向的温度分布，具有煤加氢气化制甲烷：C+2H2＝CH4所需要的1200℃→700℃先高后低的连续分布区域。
3.根据本案所述的移动床加压煤气化生产富甲烷煤气的工艺和装置，其特征在于，氢气制高甲烷氢煤气阶段T3，开启氢气阀(15A)、(15B)，惰气阀(1C)(2C)、高甲烷氢煤气阀(16A)，将温度为200℃～400℃的氢气气化剂从加压气化炉底送入，氢气气化剂依次穿过入炉管路(3)、炉底空间(4)、炉篦(5)、灰渣层(6)吸收其热量，依次进入加氢甲烷化区域7B、8B、9B，在加氢高温甲烷化炭层(7B)区域，氢气被加热的同时利用移动床1200℃→1000℃高温炭层区域，具有的化学反应的动力学优势和甲烷产物实际浓度最低的优势，使最难进行加氢气化的炭层下部区域，获得更快的煤加氢制甲烷的化学反应速率；在1000℃→800℃加氢中温甲烷化炭层(8B)区域，既有温度较高的化学反应的动力学优势，又有甲烷化理论平衡浓度随温度降低而升高的优势，还有碳元素及活性中心比7B区域更多是为优势，所以煤加氢制甲烷在(8B)也能获得较快的化学反应速率；在800℃→650℃加氢甲烷化层(9B)区域，由于该区域是刚完成干馏过程的炭层，其表面含有十分丰富的活性碳元素，加上氢气分压大幅高于低甲烷水煤气T1阶段1～4倍以上，所以在(9B)区域也将有大量的甲烷生成；在炭层650→450℃加氢干馏层(10B)区域，在此区域由于温度下降，C+2H2＝CH4直接甲烷化反应基本结束。由于气相氢气分压远高于T1阶段，干馏产物中甲烷将比T1阶段成倍增加；由于C+2H2＝CH4的放热，使气化床层温度升高，在氢气制高甲烷氢煤气T3阶段后期，气化床层沿气流方向的温度降低的梯度将大幅减小，从而增加气化层的厚度，这对增加单位时间煤气产率、提高低甲烷水煤气阶段T1的蒸汽分解率、低甲烷水煤气产量、降低氧气消耗、原料煤消耗、CO2减排和煤气废水的减少都具有积极的作用。
4.根据本案所述的移动床加压煤气化生产富甲烷煤气的工艺和装置，其特征在于：
4.1.一个完整的气化时间周期过程T：T＝T1+T2+T3+T4；T的周期根据气化炉床层体积、压力、煤的气化活性等因素为，60～120秒、或120秒～300秒、或300秒～1000秒、或1000秒～3000秒；T2、T4的惰气置换阶段时间长度t＝2V/r(V-入炉管路3和炉底空间4体积m3、r-纯蒸汽流量m3/秒)；当有装置以外的氢气源供应、或高活性的原料煤等因素时，加压移动床可以连续进行加氢制高甲烷氢煤气，这时T3＝T＝∞，T1＝T2＝T4＝0；通过组合调整入炉氢气流量、温度、安全范围内的氧含量等参数，控制氢煤气中的甲烷含量和炉渣中的碳含量；
4.2.通过控制蒸汽、氧气、氢气的流量，用移动床加压气化生产富甲烷煤气的工艺和装置可以在T1＝T2＝T3＝T4工艺下运行；
4.3.通过调整富氧蒸汽入炉时间T1和氢气入炉时间T3的比值T1/T3＝0～∞，可以在一定范围内调整富甲烷煤气中的CH4与CO+H2的比值，使在以富甲烷煤气为原料，例如合成甲醇、合成油等合成产品时，根据各种需求调整甲烷产品与其比率，使装置获得最大的经济效益。
5.根据本案所述的，移动床加压煤气化生产富甲烷煤气的工艺和装置，其特征在于，炉体内床层高径比，根据煤的活性设计在1～5范围，活性高的煤，高径比在1左右，活性低的煤，如老年无烟煤、尤其是碳含量低的老年无烟煤、石油焦等，其床层高径比可设计在4左右，床层直径在1.6米～2.6米、或2.6米～4.2米、或4.2米～6米；工艺压力为1MPa～3MPa、或3MPa～6MPa、或6MPa～12MPa、或12～24MPa，以确保高甲烷氢煤气中的甲烷含量满足工艺要求。
6.根据本案所述的，移动床加压煤气化生产富甲烷煤气的工艺和装置，其特征在于，入炉气化剂蒸汽、氧气、氢气的控制阀门均采用串连的双阀结构，并分别在蒸汽控制阀(1A)和(1B)、氢气控制阀15A)和(15B)、氧气控制阀(2)A和(2B)的双阀之间，通过连锁控制的阀(15C)、阀(1C)、阀(2C)，接入高压惰气隔离源，，惰气CO2或N2压力高于气化剂O2或H210％左右，使其双阀之间的空间充满高于气化剂压力的惰气，以进一步保证其氢、氧不得在入炉气化剂管路(3)内及炉底(4)相遇，以保证实现移动床加压煤气化生产富甲烷煤气的工艺安全性，(1A)和(1B)之间设置惰气阀(1C)的作用，是确保在氢气入炉期间不要漏入蒸汽，使炭层内得到最高的氢气分压，多产甲烷。
7.根据本案所述的，移动床加压煤气化生产富甲烷煤气的工艺和装置，其特征在于，入炉原料煤的粒度随移动床加压气化的床层高径比增加而增加，为5mm～50mm，或15mm～70mm，或25mm～100mm，或35mm～120mm。
8.根据本案所述的，移动床加压煤气化生产富甲烷煤气的工艺和装置，其特征在于，加氢制高甲烷氢煤气T3阶段气化层的最高温度为煤的灰熔点及以下温度。
9.根据本案所述的，移动床加压煤气化生产富甲烷煤气的工艺和装置，其特征在于，气化炉为移动床干排渣炉、或移动床湿排渣炉、或移动床液态排渣炉、或与移动床的组合气化装置。
T1、T2、T3、T4工艺阶段的阀门开关状态如下：
富氧蒸汽制低甲烷水煤气阶段T1，蒸汽阀(1A)和(1B)、氧气阀(2A)和(2B)、惰气阀(15C)、富氧低甲烷水煤气阀(14A)处于开通结构，其余阀门处于关闭结构。
惰气置换阶段T2，蒸汽阀(1A)和(1B)、惰气阀(2C)和(15C)、富氧低甲烷水煤气阀(14A)处于开通结构，其余阀门处于关闭结构。
氢气制高甲烷氢煤气阶段T3，氢气阀(15A)、(15B)，惰气阀(1C)(2C)、高甲烷氢煤气阀(16A)处于开通结构，其余阀门处于关闭结构。
惰气置换阶段T4，蒸汽阀(1A)和(1B)，惰气阀(2C)(15C)、高甲烷氢煤气阀(16A)处于开通结构，其余阀门处于关闭结构。
采用移动床加压煤气化生产富甲烷煤气的工艺和装置可以得到以下积极效果：
通过工艺过程分析和理论计算可知，在加氢煤气化阶段，通过C+2H2＝CH4直接甲烷化，每生成1000Nm3甲烷，放热3.4GJ储存在炭层中，可使低甲烷水煤气阶段的气化反应，节省标煤117kg，减少氧气消耗200Nm3，折标煤40kg；每生成1000Nm3甲烷，相对CO+3H2＝CH4+H2O，工艺来说，可以减少CO+H22000Nm3，按蒸汽分解率40％计算，减少蒸汽消耗2000kg，折标煤250kg；再考虑煤气化生成2000Nm3CO+H2热效率85％，损失的3.8GJ的热量，折标煤130kg，三项合计共节省标煤537kg，减排CO21074kg。
提高煤气中的CH4和油类烃含量。由煤加氢气化试验数据可知，煤中的甲烷和油类烃含量与氢气分压成正比，当纯氢气进入加压气化炉时，氢煤气中的CH4的含量可达30～60％。
减少气化用氧气和蒸汽耗量。由于氢气与炉内原料煤中的碳元素直接合成CH4，大大减少了“两步法”煤制天然气对CO、H2需用量，从而大大减少了制取CO、H2所需的氧气、蒸汽耗量。
减少原料煤的消耗和CO2排放。经实验数据分析和工艺过程的物料、热量、能量衡算可知，单位天然气产品，可减少原料煤消耗20％以上，减少20％的CO2对环境的排放。
减少煤气废水。由于富甲烷煤中的甲烷均是由煤在气化炉内生成，大幅降低了低甲烷水煤气所需的蒸汽消耗，因而减少了出炉蒸汽，进而减少煤气废水。
附图说明
图1为现行单纯采用富氧蒸汽气化剂的移动床加压煤气化工艺流程图；
图2为本发明的移动床加压煤气化生产富甲烷煤气的工艺和装置，处于富氧蒸汽制低甲烷水煤气T1阶段的工艺流程图；
图3为本发明的移动床加压煤气化生产富甲烷煤气的工艺和装置，处于纯蒸汽入炉置换T2阶段的工艺流程图；
图4为本发明的移动床加压煤气化生产富甲烷煤气的工艺和装置，处于氢气入炉制高甲烷氢煤气T3阶段的工艺流程图；
图5为本发明的移动床加压煤气化生产富甲烷煤气的工艺和装置，处于纯蒸汽入炉置换T4阶段的工艺流程图；
图中：
关闭状态的阀门；开启状态的阀门；
YQ氧气及管路；DQ惰气及管路；QQ氢气及管路；ZQ蒸汽及管路；
GJWQMQ高甲烷氢煤气及管路；FYSMQ低甲烷水煤气及管路；
1入炉蒸汽阀；1A和1B入炉蒸汽前阀和后阀；1C隔离惰气阀；
2入炉氧气阀；2A和2B入炉氧气前阀和后阀；2C隔离惰气阀；
3入炉气化剂及惰气管路；
4移动床气化炉炉底空间；
5炉篦；
6灰渣层；
7A用富氧蒸汽制低甲烷水煤气T1阶段的氧化燃烧层；
7B用氢气制高甲烷氢煤气T3阶段的加氢高温甲烷化反应层；
8A用富氧蒸汽制低甲烷水煤气T1阶段的水煤气反应层；
8B用氢气制高甲烷氢煤气T3阶段的加氢中温甲烷化反应层；
9A用富氧蒸汽制低甲烷水煤气T1阶段的水煤气甲烷层；
9B用氢气制高甲烷氢煤气T3阶段的加氢甲烷化反应层；
10A用富氧蒸汽制低甲烷水煤气T1阶段的水煤气干馏层；
10B用氢气制高甲烷氢煤气T3阶段的加氢干馏层；
11干燥层；
12加压气化炉；
13出炉煤气洗涤设备；
14低甲烷水煤气出气管路；
14A低甲烷水煤气出气阀；
15A和15B氢气气化剂入炉前阀和后阀；15C隔离惰气阀；
16高甲烷氢煤气出气管路；
16A高甲烷氢煤气出气阀。
具体实施方式
以日产100万Nm3天然气需要的富甲烷煤气规模装置说明具体实施方式；
Φ3.8米加压固定床气化炉4台，床层高径比1.5；
气化压力3.0MPa；
气化周期T＝240秒，T1＝100秒，T2＝10秒，T3＝120秒，T4＝10秒；
原料煤为含全水35％；热值～15MJ/kg；灰熔点T2～1200℃；褐煤，挥发份48％；入炉煤粒度15mm～70mm；
每小时氧气10000Nm3/h(耗热6MJ/Nm3)；蒸汽50t/h(4MJ/kg)；氢气60000Nm3/h(14MJ/Nm3)；隔离惰气100Nm3/h(3MJ/Nm3)；
每小时原料煤消耗140t/h，(15MJ/kg)；
富甲烷煤气成份、气量如下表所示：
每小时油类烃总产量：～8t/h(平均热值35MJ/kg)；
整个富甲烷煤气生产装置(SNG+焦油等类烃)总热效率≥75％。
Claims (9)
1.移动床加压煤气化生产富甲烷煤气的工艺和装置，其特征在于：
1.1.将移动床加压气化炉内，进行煤气化的床层的高径比设计为0.8至5范围，在增大碳层高度和气化反应表面积、延长气化剂在床层反应时间、减小床层同平面温差的同时，获得直接甲烷化反应C+2H2＝CH4沿气流方向的更平缓的煤气化床层温度分布梯度，以增加甲烷产率；
1.2.在气化炉底部的氧气和蒸汽的入炉进气管路(3)上增设氢气气化剂加入管路(QQ)；
1.3.将控制蒸汽气化剂、氧气气化剂、氢气气化剂进入煤气炉的阀门分别设计为串连双阀结构(1A)-(1B)、(2A)-(2B)、(15A)-(15B)，并在串连的A阀和B阀之间接入惰气管路(DQ)，分别通过(1C)阀、(2C)阀、(15C)阀，对关闭的双阀之间的管内充注压力高于气化剂的隔离惰性气体，以杜绝串联的阀门出现万一的泄漏，让氢气和氧气在管路(3)内相遇而引发事故；
1.4.在原富氧蒸汽连续入炉加压煤气化的工艺中，嵌入煤加氢直接甲烷化的煤气化工艺，让富氧蒸汽气化剂和氢气气化剂这两种气化剂，分别轮流从炉底送入移动床加压气化炉，对炉内炭层周期性(T＝T1+T2+T3+T4)的重复进行，富氧蒸汽制低甲烷水煤气T1工艺过程和氢气制高甲烷氢煤气T3工艺过程，让移动床的煤气化界面既是水煤气反应阶段T1的相界面，又是甲烷化反应阶段T3的相界面；使煤气化层既是甲烷化反应阶段T3的吸热载体，又是水煤气反应阶段T1的供热载体；水煤气反应阶段T1在气化层形成的减温分布，有利于甲烷化反应阶段T3增加甲烷浓度上限；甲烷化反应阶段T3在气化层形成的加温分布，又有利于水煤气反应阶段T1提高水煤气浓度上限；这两个互为有利的轮换气化过程的有机结合，还使煤加氢直接甲烷化反应放出的显热，转化为水煤气反应产物CO和H2的化学潜热，从而进一步提高了本工艺热效率。
1.5.在两种入炉气化剂相互转换前，设计有惰性气体置换T2过程或T4过程，用纯蒸汽惰性气体将入炉管路(3)内和炉内底部(4)的富氧蒸汽，置换并驱赶到炉内炭层中的氧化燃烧层7A中烧掉为T2置换过程，用纯蒸汽惰性气体将入炉管路(3)内和炉内底部(4)的氢气，置换并驱赶到炉内炭层中的氧化燃烧层(7B)之上为T4过程，以防止T1阶段的富氧蒸汽或T3阶段的氢气，在入炉管路(3)内和炉底内部(4)相遇而出现安全事故；
1.6.在入炉的氢气气化剂中均匀混合安全允许范围内的氧气，通过少量氧气在炉渣上部的安全燃烧放热，减少氢气气化剂在高温氧化层吸收的热量，以延长氢气煤气化直接进行C+2H2＝CH4的甲烷生成反应T3的时间段长度，提高直接甲烷化的产率；
1.7.出炉的高甲烷氢煤气或低甲烷水煤气经洗涤、初步除去焦油、粉尘后，分别经过阀门16A进入高甲烷氢煤气净化分离工艺装置，或阀门14A进入低甲烷水煤气净化分离工艺装置。
2.根据权利要求1所述的移动床加压煤气化生产富甲烷煤气的工艺和装置，其特征在于，富氧蒸汽制低甲烷水煤气阶段T1，开启蒸汽阀(1A)和(1B)、氧气阀(2A)和(2B)、惰气阀(15C)、富氧低甲烷水煤气阀(14A)，将温度为350℃左右富氧蒸汽气化剂从加压气化炉底送入，富氧蒸汽依次穿过入炉管路(3)、炉底空间(4)、炉篦(5)、灰渣层(6)吸收其热量，进入燃烧层7A区域，其中的氧气首先在7A区域与碳元素迅速燃烧放出热量形成高温燃烧层，其中被加热的蒸汽即开始吸热的水煤气反应使气化层温度逐步降低，在富氧蒸汽制低甲烷水煤气T1阶段，还使移动床加压煤气化的气化层内沿气流方向的温度分布，具有煤加氢气化制甲烷：C+2H2＝CH4所需要的1200℃→700℃先高后低的连续分布区域。
3.根据权利要求1所述的移动床加压煤气化生产富甲烷煤气的工艺和装置，其特征在于，氢气制高甲烷氢煤气阶段T3，开启氢气阀(15A)、(15B)，惰气阀(1C)(2C)、高甲烷氢煤气阀(16A)，将温度为200℃～400℃的氢气气化剂从加压气化炉底送入，氢气气化剂依次穿过入炉管路(3)、炉底空间(4)、炉篦(5)、灰渣层(6)吸收其热量，依次进入加氢甲烷化区域7B、8B、9B，在加氢高温甲烷化炭层(7B)区域，氢气被加热的同时利用移动床1200℃→1000℃高温炭层区域，具有的化学反应的动力学优势和甲烷产物实际浓度最低的优势，使最难进行加氢气化的炭层下部区域，获得更快的煤加氢制甲烷的化学反应速率；在1000℃→800℃加氢中温甲烷化炭层(8B)区域，既有温度较高的化学反应的动力学优势，又有甲烷化理论平衡浓度随温度降低而升高的优势，还有碳元素及活性中心比7B区域更多是为优势，所以煤加氢制甲烷在(8B)也能获得较快的化学反应速率；在800℃→650℃加氢甲烷化层(9B)区域，由于该区域是刚完成干馏过程的炭层，其表面含有十分丰富的活性碳元素，加上氢气分压大幅高于低甲烷水煤气T1阶段1～4倍以上，所以在(9B)区域也将有大量的甲烷生成；在炭层650→450℃加氢干馏层(10B)区域，在此区域由于温度下降，C+2H2＝CH4直接甲烷化反应基本结束。由于气相氢气分压远高于T1阶段，干馏产物中甲烷将比T1阶段成倍增加；由于C+2H2＝CH4的放热，使气化床层温度升高，在氢气制高甲烷氢煤气T3阶段后期，气化床层沿气流方向的温度降低的梯度将大幅减小，从而增加气化层的厚度，这对增加单位时间煤气产率、提高低甲烷水煤气阶段T1的蒸汽分解率、低甲烷水煤气产量、降低氧气消耗、原料煤消耗、CO2减排和煤气废水的减少都具有积极的作用。
4.根据权利要求1所述的移动床加压煤气化生产富甲烷煤气的工艺和装置，其特征在于：
4.1.一个完整的气化时间周期过程T：T＝T1+T2+T3+T4；T的周期根据气化炉床层体积、压力、煤的气化活性等因素为，60～120秒、或120秒～300秒、或300秒～1000秒、或1000秒～3000秒；T2、T4的惰气置换阶段时间长度t＝2V/r(V-入炉管路3和炉底空间4体积m3、r-纯蒸汽流量m3/秒)；当有装置以外的氢气源供应、或高活性的原料煤等因素时，加压移动床可以连续进行加氢制高甲烷氢煤气，这时T3＝T＝∞，T1＝T2＝T4＝0；通过组合调整入炉氢气流量、温度、安全范围内的氧含量等参数，控制氢煤气中的甲烷含量和炉渣中的碳含量；
4.2.通过控制蒸汽、氧气、氢气的流量，用移动床加压气化生产富甲烷煤气的工艺和装置可以在T1＝T2＝T3＝T4工艺下运行；
4.3.通过调整富氧蒸汽入炉时间T1和氢气入炉时间T3的比值T1/T3＝0～∞，可以在一定范围内调整富甲烷煤气中的CH4与CO+H2的比值，使在以富甲烷煤气为原料，例如合成甲醇、合成油等合成产品时，根据各种需求调整甲烷产品与其比率，使装置获得最大的经济效益。
5.根据权利要求1所述的，移动床加压煤气化生产富甲烷煤气的工艺和装置，其特征在于，炉体内床层高径比，根据煤的活性设计在1～5范围，活性高的煤，高径比在1左右，活性低的煤，如老年无烟煤、尤其是碳含量低的老年无烟煤、石油焦等，其床层高径比可设计在4左右，床层直径在1.6米～2.6米、或2.6米～4.2米、或4.2米～6米；工艺压力为1MPa～3MPa、或3MPa～6MPa、或6MPa～12MPa、或12～24MPa，以确保高甲烷氢煤气中的甲烷含量满足工艺要求。
6.根据权利要求1所述的，移动床加压煤气化生产富甲烷煤气的工艺和装置，其特征在于，入炉气化剂蒸汽、氧气、氢气的控制阀门均采用串连的双阀结构，并分别在蒸汽控制阀(1A)和(1B)、氢气控制阀15A)和(15B)、氧气控制阀(2)A和(2B)的双阀之间，通过连锁控制的阀(15C)、阀(1C)、阀(2C)，接入高压惰气隔离源，，惰气CO2或N2压力高于气化剂O2或H210％左右，使其双阀之间的空间充满高于气化剂压力的惰气，以进一步保证其氢、氧不得在入炉气化剂管路(3)内及炉底(4)相遇，以保证实现移动床加压煤气化生产富甲烷煤气的工艺安全性，(1A)和(1B)之间设置惰气阀(1C)的作用，是确保在氢气入炉期间不要漏入蒸汽，使炭层内得到最高的氢气分压，多产甲烷。
7.根据权利要求1所述的，移动床加压煤气化生产富甲烷煤气的工艺和装置，其特征在于，入炉原料煤的粒度随移动床加压气化的床层高径比增加而增加，为5mm～50mm，或15mm～70mm，或25mm～100mm，或35mm～120mm。
8.根据权利要求1所述的，移动床加压煤气化生产富甲烷煤气的工艺和装置，其特征在于，加氢制高甲烷氢煤气T3阶段气化层的最高温度为煤的灰熔点及以下温度。
9.根据权利要求1所述的，移动床加压煤气化生产富甲烷煤气的工艺和装置，其特征在于，气化炉为移动床干排渣炉、或移动床湿排渣炉、或移动床液态排渣炉、或与移动床的组合气化装置。
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| CN201410095431.0A CN104927922B (zh) | 2014-03-17 | 2014-03-17 | 移动床加压煤气化生产富甲烷煤气的工艺和装置 |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| CN201410095431.0A CN104927922B (zh) | 2014-03-17 | 2014-03-17 | 移动床加压煤气化生产富甲烷煤气的工艺和装置 |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| CN104927922A true CN104927922A (zh) | 2015-09-23 |
| CN104927922B CN104927922B (zh) | 2018-11-23 |
Family
ID=54115353
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| CN201410095431.0A Expired - Fee Related CN104927922B (zh) | 2014-03-17 | 2014-03-17 | 移动床加压煤气化生产富甲烷煤气的工艺和装置 |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| CN (1) | CN104927922B (zh) |
Cited By (2)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN110194969A (zh) * | 2019-07-12 | 2019-09-03 | 陕西宏远燃气设备有限责任公司 | 一种煤气化方法及装置 |
| CN110628477A (zh) * | 2019-09-20 | 2019-12-31 | 成都聚实节能科技有限公司 | 加压移动床多层加氢煤制天然气联产燃油、芳烃方法 |
Citations (4)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US3840354A (en) * | 1972-03-23 | 1974-10-08 | Us Interior | Three-stage gasification of coal |
| CN102242006A (zh) * | 2011-04-02 | 2011-11-16 | 华东理工大学 | 一种用于煤制天然气的工艺及其方法 |
| CA2852761A1 (en) * | 2011-10-26 | 2013-05-02 | Rentech, Inc. | Gasifier fluidization |
| CN103184074A (zh) * | 2011-12-31 | 2013-07-03 | 李开建 | 煤制烃工艺 |
-
2014
- 2014-03-17 CN CN201410095431.0A patent/CN104927922B/zh not_active Expired - Fee Related
Patent Citations (4)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US3840354A (en) * | 1972-03-23 | 1974-10-08 | Us Interior | Three-stage gasification of coal |
| CN102242006A (zh) * | 2011-04-02 | 2011-11-16 | 华东理工大学 | 一种用于煤制天然气的工艺及其方法 |
| CA2852761A1 (en) * | 2011-10-26 | 2013-05-02 | Rentech, Inc. | Gasifier fluidization |
| CN103184074A (zh) * | 2011-12-31 | 2013-07-03 | 李开建 | 煤制烃工艺 |
Cited By (3)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN110194969A (zh) * | 2019-07-12 | 2019-09-03 | 陕西宏远燃气设备有限责任公司 | 一种煤气化方法及装置 |
| CN110628477A (zh) * | 2019-09-20 | 2019-12-31 | 成都聚实节能科技有限公司 | 加压移动床多层加氢煤制天然气联产燃油、芳烃方法 |
| CN110628477B (zh) * | 2019-09-20 | 2023-11-21 | 成都聚实节能科技有限公司 | 加压移动床多层加氢煤制天然气联产燃油、芳烃方法 |
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| CN104927922B (zh) | 2018-11-23 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| Zhang et al. | Lignocellulosic biomass gasification technology in China | |
| Zhou et al. | Biomass–oxygen gasification in a high-temperature entrained-flow gasifier | |
| Skoulou et al. | Low temperature gasification of olive kernels in a 5-kW fluidized bed reactor for H2-rich producer gas | |
| Makwana et al. | Improving the properties of producer gas using high temperature gasification of rice husk in a pilot scale fluidized bed gasifier (FBG) | |
| CA2748677C (en) | High temperature gasifying process with biomass and system thereof | |
| Meng et al. | Effect of gasifying agents on sawdust gasification in a novel pilot scale bubbling fluidized bed system | |
| CA2748678C (en) | High temperature gasifying process with biomass and system thereof | |
| Chen et al. | Methane-rich syngas production in an integrated fluidized bed by coupling pyrolysis and gasification of low-rank coal | |
| Adnan et al. | Co-gasification of Indonesian coal and microalgae–A thermodynamic study and performance evaluation | |
| JP5965097B2 (ja) | 流動層ガス化炉 | |
| CN105829507A (zh) | 生产代用天然气的设备和方法以及包括其的网络 | |
| CN103740411B (zh) | 一种新型褐煤气化反应器和气化系统 | |
| CA2748674C (en) | High temperature gasifying process with biomass and system thereof | |
| CN104593083A (zh) | 一种新型生物质分步气化方法和装置 | |
| JP2014074144A (ja) | 三塔式循環流動層による石炭／バイオマス共ガス化方法及びその装置 | |
| Kiso et al. | A simulation study on the enhancement of the shift reaction by water injection into a gasifier | |
| CN100543116C (zh) | 制备无焦油产品气的贫氧流化燃烧下吸式气化方法及装置 | |
| CN106544057A (zh) | 一种木屑炭高温水蒸气气化制取富氢燃气的方法及装置 | |
| CN104927922B (zh) | 移动床加压煤气化生产富甲烷煤气的工艺和装置 | |
| JP5827511B2 (ja) | 石炭ガスの製造方法およびメタンの製造方法 | |
| CN2319410Y (zh) | 两级气化流化床焦载热煤气－蒸汽联产装置 | |
| CN204417437U (zh) | 一种新型生物质分步气化装置 | |
| WO2013136868A1 (ja) | 循環式ガス化炉 | |
| CN204325269U (zh) | 移动床加压煤气化生产富甲烷煤气的装置 | |
| Guan et al. | Application and discussion of dual fluidized bed reactor in biomass energy utilization |
Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| C06 | Publication | ||
| PB01 | Publication | ||
| C10 | Entry into substantive examination | ||
| SE01 | Entry into force of request for substantive examination | ||
| GR01 | Patent grant | ||
| GR01 | Patent grant | ||
| CF01 | Termination of patent right due to non-payment of annual fee |
Granted publication date: 20181123 Termination date: 20200317 |
|
| CF01 | Termination of patent right due to non-payment of annual fee |