CN106085469A - 用于原料向油和气的弹性转化的系统和方法 - Google Patents

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Abstract

用于将原料转化为油和气体的原料弹性的方法，包括(i)挥发性原料组分的间接加热的水化脱挥发；(ii)固定碳原料组分的间接加热的热化学转化；(iii)热集成与回收；(iv)蒸汽与气体加压；和(5)蒸汽和气体净化及产物回收。用于原料转化的系统和方法，包括与一个或多个水化脱挥发与固体循环子系统集成的热化学反应器，其构造为接收由挥发性原料组分和固定碳原料组分构成的原料混合物，并由其连续生产挥发性反应产物流，并且同时和连续地捕获、输送和转化固定碳原料组分为合成气。

Description

用于原料向油和气的弹性转化的系统和方法
本申请是申请日为2012年11月5日、申请号为201280065846.2、发明名称为“用于原料向油和气的弹性转化的系统和方法”的专利申请的分案申请。
发明领域
本发明涉及连续的、可扩展的、原料弹性的、成本有效的、能量集成的原料向原油与合成气转化的方法与设备，包括：挥发性原料组分的连续的间接加热的水化脱挥发(hydrous devolatilization)；固定碳原料组分的连续的间接加热的热化学碳转化；热集成与回收；蒸汽与气体加压；以及蒸汽与气体净化和产物回收。
本发明还涉及原料转化系统，所述系统包括与热化学反应器集成在一起的一个或多个水化脱挥发与固体循环子系统，它们协作用于接收由挥发性原料组分和固定碳原料组分组成的原料混合物，并从挥发性原料组分连续生产挥发性反应产物流，并同时和连续地捕获并输送固定碳原料组分到反应器中，在该反应器中所述固定碳原料组分可连续进行热化学反应并被转化为合成气。两个产物流可用于生产燃料、电力和化学品。
发明背景
有许多生物和化学平台将生物质转化为有价值的产物；然而，这些技术中的大部分仅能将小范围的生物质类型转化为有限数量的产物。相反，热化学平台可转化广谱的碳质原料(生物质、能源作物、农业废弃物、动物粪便、废弃物衍生燃料或RDF等等)转化为大范围的下游增值产物。在热化学领域中，存在许多方法如热解、热解聚、催化裂化、汽化、合成和提质以及混合方法如汽化和发酵以便将原料转化为燃料、电力和化学品。可扩展性、原料灵活性、成本效益(资本和运行和维护成本)、催化剂类型、整体性、成本与寿命(在催化法的情况中)、不满意的产物属性(品质、稳定性、酸性和杂质，例如包含某些热解生物油类)等等都是阻碍许多这些技术的商业化和部署的因素。为促进可持续的区域经济的发展与成长，需要解决下列问题的方法与设备：
·原料可获得性、可变性、品质和成本——原料成品对投资回报率(ROI)具有直接和显著的影响，成本越高，ROI越低。更高容量的原料转化系统因规模而通常倾向于更具成本效益，但是需要获得大量原料供应。原料可获得性随着距场地的距离而增加，但是运输成本也随距离而提高，导致对更大原料吞吐量的单位而言更高的原料成本。这里所述的原料(生物质、能源作物、农业废弃物、动物粪便、废弃物衍生燃料或RDF等等)在品质、组成和可获得性方面倾向于随时间而改变(每季、每月、每周或每日，取决于类型)，这对于为特定原料设计的系统而言存在问题。这使得有益的是允许同时加工多种原料并且规模较小(例如每天20至250吨的原料吞吐量)的方法或系统。
·进料系统的简单性——许多热化学系统在提高的压力下并且在某些情况中在提高的温度下运行，并且要求能提供良好密封以防工艺气体返流或经由进料斗泄露到环境中的进料系统。这对进料系统选择、复杂性、可靠性、可获得性和成本有影响。这使得有益的是在进料区域中在略低于环境压力下运行。
·连续方法——其优于分批方法，因为具有改善的经济。
·中间体生产——燃料和/或化学品生产系统通常在更大规模下更具成本效益；但是，原料可获得性和成本将原料转化系统限制在较小的规模。因此谨慎的做法是在前端制造价值高于原料的化学中间体以便随后以更大规模加工为最终产物。
·产物属性——制得的中间体的品质、稳定性、整体性和纯度越高，适销性和收益就越高，因而系统的可行性也越高。
·催化剂——催化剂在较温和的条件下促进工艺操作并改善工艺性能，但会因中毒、失活、磨损、孔隙堵塞等等而遭受劣化。这影响催化剂的完整性和寿命，因而增加了运行成本；处置负载污染物的催化剂或废催化剂是一个问题，并且需要处置成本。催化剂的特异性越高，资本和运营成本越高。这使得有益的是在无催化剂的情况下或最好在使用非常廉价和一次性催化剂的情况下运行。
发明内容
在一个方面，本发明涉及一种能量集成的连续的原料向原油与合成气转化的方法，其包括以下步骤和组件：
(1)原料的挥发性部分的连续的间接加热的水化脱挥发；(2)原料的非挥发性碳质部分的连续的间接加热的热化学转化；(3)热集成与回收；(4)蒸汽与气体加压；(5)蒸汽与气体净化和产物回收。
所述连续的水化脱挥发过程优选在略低于大气压(0.65至1巴或9.5至14.5psia)和中等温度(320至569.99℃，取决于原料化学)下进行。这充分提供了：(1)尽量降低了原料递送系统的复杂性和对抗气体回流的密封所需的资本成本；和(2)尽量提高了挥发性反应产物的品质和释放速率以最大化原油生产。在其它非限制性实施方案中，所述连续的水化脱挥发过程可在更高压力(0.65至2巴或9.5至29psia)下进行。在该过程中生成的焦炭经由蒸汽重整和部分氧化反应在提高的温度(500至1400℃，取决于焦炭性质和原料化学)下热化学转化以产生合成气。所述连续的热化学转化过程优选在略低于大气压(0.65至1巴或9.5至14.5psia)下进行。但是，在其它非限制性实施方案中，所述连续的热化学转化过程可在提高的压力(0.65至2巴或9.5至29psia)下进行。在各级中利用颗粒分离器如旋风分离器以将固体颗粒与气态蒸汽流分离。挥发性反应产物和合成气流优选在必要时各自单独冷却至高于它们可能包含的任何可冷凝蒸汽的露点，并且单独或合并传送以加压至略高于大气压。操作压力比优选为1.5至3，更优选为2至2.5。优选喷汽式喷射器(steam jet ejector)，但也可使用机械压缩装置，如回转式鼓风机、齿轮泵、往复式活塞装置；但是，从操作角度来看，优选喷汽式喷射器，因为不存在运动部件并且具有优异的连续操作稳定性与可靠性。所述流随后单独或以合并方式输送通过固体去除和气体净化步骤以捕获细颗粒，将烃挥发物冷凝为原油，并捕获存在的一种或多种其它污染物，所述其它污染物包括但不限于HCl、HCN、NH3、H2S和COS。终产物是原油和合成气，后者富含H2和CO，它们可用于多种下游合成气加工技术，包括但不限于：使用催化或厌氧发酵工艺的燃料乙醇生产；经由燃气轮机或燃料电池或燃气发动机发电；用于生产蜡和合成柴油燃料的费托合成；利用变压吸附或膜分离系统的氢气生产；或化学品生产。
将整体转化过程分离为脱挥发和热化学转化步骤有利于以下：(1)快速和充分混合原料与床固体，由此促进挥发性原料组分的快速脱挥发，导致更高的挥发物产率；和(2)因热化学反应器中诸如H2和CO的物种的较低浓度与分压(其通常抑制焦炭反应动力学)而造成的改善和更快速的碳转化。
在另一方面，本发明涉及具有与一个或多个水化脱挥发与固体循环系统集成的热化学反应器的原料转化系统，其配置为接收包括挥发性原料组分和固定碳原料组分的原料混合物，并由其连续生产挥发性反应产物流，并且同时和连续地捕获、输送和转化固定碳原料组分为合成气。
所述原料转化系统包括：具有流化床的反应器；在第一末端连接到反应器的流化床并在第二末端连接到脱挥发室的密相固体输送管；所述密相床固体输送管配置为将床固体从反应器传送至所述脱挥发室；所述脱挥发室在第一末端连接到密相床固体输送管并在第二末端连接到提升管；所述脱挥发室配置为接收原料和流化介质；所述提升管在第一末端连接到所述脱挥发室并在第二末端连接到粗分离装置粗分离装置；所述提升管配置为将床固体和挥发性反应产物传送至粗分离装置；所述粗分离装置还连接到粗分离装置排放管并连接到粗分离装置浸入管(dipleg)；所述粗分离装置配置为接收所述床固体和所述挥发性反应产物，并经由粗分离装置排放管响应性地输出粗混合流，该粗混合流包含挥发性反应产物和焦炭；所述粗分离装置排放管在第一末端连接到所述粗分离装置并在第二末端连接到细分离装置；所述细分离装置还连接到细分离装置排放管并连接到细分离装置浸入管；所述粗分离装置排放管配置为将粗混合流输送至所述细分离装置；所述细分离装置配置为接收所述粗混合流，并经由细分离装置排放管响应性地输出细混合流，该细混合流包含挥发性反应产物；所述细分离装置配置为接收所述粗混合流并由其响应性地分离焦炭流，并经由细分离装置浸入管将焦炭传送至反应器；所述细分离装置浸入管在第一末端连接到细分离装置并在第二末端连接到反应器，该细分离装置浸入管配置为将分离的焦炭流从细分离装置传送至反应器；所述粗分离装置配置为接收所述床固体和所述挥发性反应产物的混合物并将所述混合物分离成中间固体混合物，将所述中间固体混合物传送至反应器的密相流化床；粗分离装置浸入管在第一末端连接到粗分离装置并在第二末端连接到反应器，该粗分离装置浸入管配置为由粗分离装置将中间固体混合物传送至反应器的密相流化床；插入到连接到粗分离装置的所述粗分离装置浸入管的第一末端与连接到反应器的所述粗分离装置浸入管的第二末端之间的气-固流动调节器；所述反应器配置为接收所述中间固体混合物并响应于所述中间固体混合物而经由反应器排放管输出载有颗粒的合成气流；所述反应器包括加热管以供应蒸汽重整过程的反应的部分或全部吸热；所述反应器包含主旋风分离器，其提供了进入反应器的内部固体循环以保持床固体并提高碳转化率；任选的副旋风分离器从载有颗粒的合成气流中分离飞灰固体；其中：密相床固体输送管、脱挥发室、提升管、粗分离装置、粗分离装置浸入管、气-固流动调节器、粗分离装置排放管、细分离装置、细分离装置浸入管和细分离装置排放管一起构成水化脱挥发与固体循环子系统。
定义
在描述公开的方法之前，要理解的是本文中描述的方面不限于具体实施方案、设备或配置，并因此当然可以改变。还要理解的是本文中使用的术语仅用于描述特定方面，除非在本文中具体定规定，并非意在是限制性的。
本文中所用的术语“碳质原料”是具有“固定碳原料组分”和“挥发性原料组分”的材料。
本文中所用的术语“固定碳原料组分”指的是碳质原料中存在的除了挥发性原料组分、污染物、灰分或水分之外的原料组分。固定碳原料组分通常是在从碳质原料中除去水分和挥发性原料组分后剩余的固体可燃残留物。
本文中所用的术语“挥发性原料组分”指的是碳质原料中除固定碳原料组分、污染物、灰分或水分之外的组分。
本文中所用的术语“合成气”指的是包含一氧化碳(CO)、氢气(H2)和其它蒸汽/气体还包含焦炭(如果存在的话)的气态混合物，并通常在碳质材料与蒸汽(H2O)、二氧化碳(CO2)和/或氧气(O2)反应时制得。
本文中所用的术语“挥发性反应产物”指的是曾经以固体或液体状态作为碳质原料的挥发性原料组分存在的蒸汽或气态非极性有机物类，其中通过水化脱挥发过程促进其向蒸汽或气体状态的转化或汽化。挥发性反应产物可包含不可冷凝的物类以及对收集和精炼而言合意的可冷凝物类。
本文中所用的术语“水化脱挥发(hydrous devolatilization)”指的是吸热热化学过程，其中碳质原料的挥发性原料组分在蒸汽与氢气环境中主要转化为挥发性反应产物；但是可以生成一部分合成气。通常热化学过程的这一子类涉及使用蒸汽作为流化介质并涉及320至569.99℃的温度，这取决于原料化学。水化脱挥发允许挥发性原料组分的释放和热化学反应，并如动力学所决定的那样留下大部分固定碳原料组分未反应。
本文中所用的术语“蒸汽重整”指的是包括其中蒸汽与碳质原料反应得到合成气的特定化学反应的热化学过程。主反应是吸热的，其中工作温度范围为570至900℃，这取决于原料化学。
本文中所用的术语“部分氧化”指的是其中发生碳质原料的低于化学计量的氧化(substoichiometric oxidation)以产生合成气的热化学过程。通过限制可用氧气量，主反应是放热反应，其中工作温度范围为500至1400℃，取决于原料化学。
所公开的方法可由设计师配置以满足所需要求。所公开的方法提供数种未满足的优点以便将可变类型的碳质原料转化为有价值的终端产物。
附图说明
为更好地理解本发明并显示如何在实践中实施本发明，将参照以下附图，其中：
图1显示了根据本发明一个实施方案的由原料转化系统组成的连续的能量集成的原料到原油的转化方法，所述原料转化系统包括间接加热的热化学反应器和两个水化脱挥发与固体循环子系统，其与热集成和回收系统和蒸汽与气体加压系统集成在一起；
图2显示了根据本发明一个实施方案的在原料转化系统中关于热化学反应器以及水化脱挥发器和固体循环子系统的高水平操作的流程图；
图3显示了根据本发明一个实施方案的原料转化系统，包括与多个水化脱挥发与固体循环子系统集成的热化学反应器；
图4显示了与整体连续能量集成的原料到原油的转化方法相关的不同系统组合与排列的选项。
发明内容
反应器
图1图解了能量集成的连续的原料向原油的转化方法(2000)，包括三个工艺序列步骤(process sequence steps)：序列步骤A，水化脱挥发和热化学转化(A)；序列步骤B，热去除和回收(B)；以及序列步骤C，蒸汽和气体加压(C)。第四步骤，序列步骤D，蒸汽与气体净化和产物回收(D)未示出，但可使用本领域技术人员已知的系统和方法来实施。
如图1中描绘的优选实施方案描述了包含原料转化系统(1800)的序列步骤A，水化脱挥发与热化学转化(A)，所述原料转化系统(1800)包括反应器(1500)和第一与第二水化脱挥发与固体循环子系统(2025a和2025b)。
序列步骤B，热去除和回收(B)的优选实施方案包括在反应产物热回收蒸汽发生器(HRSG)(8025)与合成气热回收蒸汽发生器(HRSG)(8050)之间共享作为从水源(100)生成的蒸汽(200)形式的热，随后将序列步骤B反应产物排放(B1-OUT)与序列步骤B合成气排放(B2-OUT)结合以形成序列步骤B合并的合成气与反应产物排放(B-OUT)。
序列步骤C，蒸汽和气体加压(C)的优选实施方案包括将序列步骤B合并的合成气和反应产物排放(B-OUT)与至少一部分序列步骤B中生成的蒸汽(300)一起提供到蒸汽喷射器(8035)以提供序列步骤A所需的负压。系统中生成的过量蒸汽(400)可用于其它目的。
如图1中所示，原料转化系统(1800)包括与第一和第二水化脱挥发与固体循环子系统(2025a和2025b)集成在一起的反应器(1500)，所述第一和第二水化脱挥发与固体循环子系统(2025a和2025b)协作以实现第一原料(1590a)和第二原料(1590b)中第一和第二挥发性原料组分(1590ya和1590yb)的连续脱挥发并允许在反应器(1500)中将固定碳原料组分(1590xa和1590xb)连续捕获、转移和转化为合成气。数字标示符1590x表示碳质原料(1590)中的“固定碳原料组分”。数字标示符1590xa表示第一碳质原料(1590x)中的“固定碳原料组分”。数字标示符1590xb表示第二碳质原料(1590x)中的“固定碳原料组分”。数字标示符1590y表示碳质原料(1590)中的“挥发性原料组分”。数字标示符1590ya表示第一碳质原料(1590)中的“挥发性原料组分”。数字标示符1590yb表示第二碳质原料(1590)中的“挥发性原料组分”。
采用两个水化脱挥发与固体循环子系统(2025a和2025b)，转化系统能够处理不同的原料(1590a，1590b)，一次输入到各脱挥发室(1000a，1000b)。原料可在吞吐量、组成和水分含量方面有所不同。此外，由于存在单独的脱挥发室(1000a，1000b)、单独的粗分离装置(1300a，1300b)和单独的细分离装置(1300a，1300b)，可使不同原料经历单独的加工条件组。这使得不同挥发性原料组分(1590ya，1590yb)最大化地水化脱挥发为挥发性反应产物(1375a，1375b)。
每个水化脱挥发与固体循环子系统(2025a和2025b)包含密相(dense-phase)固体输送管(1215a和1215b)、脱挥发室(1000a和1000b)、提升管(1200a和1200b)、粗分离装置(1300a和1300b)、粗分离装置排放管(1612a和1612b)、粗分离装置浸入管(1400a和1400b)、气-固流动调节器(1505a和1505b)、细分离装置(1350a和1350b)、细分离装置排放管(1365a和1365b)和细分离装置浸入管(1355a和1355b)。
在一个实施方案中，反应器(1500)是用于实施蒸汽重整和/或部分氧化反应的热化学反应器。反应器(1500)可以是循环、湍流、夹带流或鼓泡类型并且具有或不具有加热装置的流化床。图1显示了采取间接加热的热化学反应器方式的反应器(1500)的一个实施方案。反应器(1500)包含密相流化床(dense fluid bed)(1510)，所述密相流化床(1510)包括床固体(1520)、流化介质(1530)(通过流化介质分配器(1540)提供)、固体排出系统(1550)、加热管(1570)(其可以是，例如，热管、脉冲加热器尾管、热电偶套管中的电加热器棒或者热交换器)、稀相区(1560)和主旋风分离器(primary cyclone)(1580)。经流化介质分配器(1540)进入的流化介质(1530)可包含含氧气体如空气、富氧空气、氧气、蒸汽、CO2、N2或其混合物。密相流化床(1510)可包含惰性材料或催化剂或吸附剂或工程化颗粒。工程化颗粒可由氧化铝、氧化锆、砂、橄榄石砂、石灰石、白云石催化材料制成，其任一种可为中空形式，如微珠或微球。这些工程化颗粒提高了混合、传热和传质以及流化介质(1530)与由水化脱挥发与固体循环子系统(2025a和2025b)返回到反应器(1500)中的固定碳原料组分(1590x)(也称为焦炭)之间的反应。优选的床固体是氧化铝微球。在一些实施方案中，床固体包括Geldart A类或B类颗粒。
反应器(1500)密相流化床(1510)温度可为500至1400℃，取决于由固体循环系统返回到密相流化床(1510)中的固定碳原料组分(1590x)的反应性、尺寸和灰分熔融特性。
稀相区(1560)提供夹带固体的流动区域以提高碳转化率。稀相区(1560)优选以自热或部分氧化方式运行以将焦炭中的碳转化为可能包含CO、CO2、H2、H2O和其它气体的产物气体。反应器(1500)稀相区(1560)压力可为0.65至2巴或9.5至29psia，取决于稀相区(1560)中的部分氧化效率要求和反应器(1500)与脱挥发室(1000a和1000b)之间的压力耦合。可包括在密相流化床(1510)上方的在稀相区(1560)中的多反应物流体添加段(1585)以提高密切的气-固接触并促进碳转化反应。经由段(1585)加入的反应物流体可包括空气、富氧空气、氧气、蒸汽或其混合物。
在图1中显示的实施方案中，主旋风分离器(1580)位于反应器(1500)稀相区(1560)内部。在其它实施方案(未示出)中，主旋风分离器(1580)可位于反应器(1500)稀相区(1560)外部。在一些实施方案中，使用一些其它颗粒分离装置代替原料转化系统(1800)中使用的一个或多个旋风分离器。
主旋风分离器(1580)连接到反应器排放管(1602)并连接到主旋风分离器浸入管(1582)。主旋风分离器(1580)配置为接收来自稀相区(1560)的气体和固体并经由反应器排放管(1602)响应性地输出载有颗粒的合成气流(1600)。焦炭(1522)和床固体(1520)经由主旋风分离器浸入管(1582)循环回到密相流化床(1510)，其中焦炭(1522)可在反应器(1500)中转化，并且床固体(1520)可以重新利用。载有颗粒的合成气流(1600)由合成气和飞灰固体(1920)组成。
反应器排放管(1602)在第一末端连接到主旋风分离器(1580)并在第二末端连接到副旋风分离器(1900)。副旋风分离器(1900)还连接到副旋风分离器排放管(1915)和连接到副旋风分离器浸入管(1925)。副旋风分离器(1900)配置为接收载有颗粒的合成气流(1600)，并经由副旋风分离器排放管(1915)响应性地输出颗粒贫化的合成气流(1910)，或序列步骤A合成气排放(A2-OUT)。颗粒贫化的合成气流(1910)主要包含合成气，并贫化飞灰固体(1920)。飞灰固体(1920)从载有颗粒的合成气流(1600)中分离并经由副旋风分离器浸入管(1925)从系统中输送。
要理解的是在某些情况下为了实现序列步骤A合成气排放(A2-OUT)，副旋风分离器排放管(1915)、颗粒贫化的合成气流(1910)和副旋风分离器(1900)可能并不是必需的。
水化脱挥发与固体循环
反应器(1500)中的床固体(1520)经密相固体输送管(1215a和1215b)输送，在这里它们进入脱挥发室(1000a和1000b)并在进入用于输送至粗分离装置(1300a和1300b)的提升管(1200a和1200b)之前与原料(1590a和1590b)和流化介质(1630a和1630b)混合。
密相固体输送管(1215a和1215b)在第一末端连接到反应器(1500)的密相流化床(1510)并在第二末端连接到脱挥发室(1000a和1000b)。
如在图1的实施方案中看到的那样，密相固体输送管(1215a和1215b)优选包含向下下降(downwardly declined)的转移入口段(1210a和1210b)，其在一端连接到脱挥发室(1000a和1000b)并在另一端连接到在与反应器(1500)的界面处的反应器喷嘴(1260a和1260b)。反应器喷嘴(1260a和1260b)和密相固体输送管(1215a和1215b)优选向下方成角度下降，由此使得重力可帮助密相中的热的床固体(1520)从密相流化床(1510)输送至脱挥发室(1000a和1000b)。反应器喷嘴(1260a和1260b)优选位于密相流化床(1510)的上部。
脱挥发室(1000a和1000b)在第一末端连接到密相固体输送管(1215a和1215b)并在第二末端连接到提升管(1200a和1200b)。正如原料转化系统(1800)中所有相关管、管道和设备一样，脱挥发室(1000a和1000b)优选是带有耐火衬里的压力容器，并包含床固体(1520)、经流化介质分配器(1640a和1640b)提供的流化介质(1630a和1630b)、固体排出系统(1650a和1650b)，并配置为接收原料(1590a和1590b)，优选由挥发性原料组分(1590y)和固定碳原料组分(1590x)组成的原料混合物。流化介质(1630a和1630b)优选是蒸汽；但是，其也可包括循环的合成气、含氧气体如空气、富氧空气、氧气、CO2或者惰性气体如N2或者其混合物。蒸汽和/或循环的合成气是优选的流化介质(1630a和1630b)以促进：(1)原料中的污染物如氯、硫或氮的氢化并促进改善的水溶性；(2)水-气反应；(3)脱氧以提供改善的产物品质、稳定性和纯度；和(4)降低制得的可冷凝挥发性烃流的酸度。经由管(1215a和1215b)由反应器(1500)转移的固体(i)提供用于显热加热该原料和用于干燥与脱挥发该原料的能量，和(ii)帮助调控合并的固体或中间固体混合物(1655)的平均密度与尺寸以使其符合Geldart A类或B类离子并相对平滑地流经该粗分离装置浸入管(1400a和1400b)。流化介质(1630a和1630b)流化并反应并与其中产生的蒸汽和气体一起夹带并以稀释相输送模式将输送固体和原料固体残余物或焦炭从脱挥发室(1000a和1000b)传送到提升管(1200a和1200b)中并传送至粗分离装置(1300a和1300b)。
脱挥发室(1000a和1000b)还配置为接收吸附剂(1695a和1695b)，所述吸附剂包括但不限于土金属氧化物，如氧化钠(Na2O)、氧化钾(K2O)、氧化镁(MgO)或氧化钙(CaO)等等以捕获氯、硫或其它污染物。在一个实施方案中，可以将吸附剂添加到脱挥发室(1000a和1000b)中，并抽取和再生废吸附剂。
脱挥发室(1000a和1000b)的目的是允许原料(1590a和1590b)、流化介质(1630a和1630b)、任选的吸附剂(1695a和1695b)和床固体(1520)的提高的接触与混合以及提高停留时间以便最大化挥发性原料组分(1590ya和1590yb)的脱挥发以形成挥发性反应产物(1375a和1375b)。在一个实施方案中，脱挥发室(1000a和1000b)包含在顶部至过渡到提升管中的圆锥形减速部分(1625a和1625b)以便于从密相流逐步变为稀相输送流。原料(1590a和1590b)在脱挥发室(1000a和1000b)的恒定横截面部分(1635a和1635b)的下部中在流化介质分配器(1640a和1640b)的同样相对附近注入；该段以相对低速度运行，由此允许更大的停留时间以便将更大的原料颗粒加热、干燥和脱挥发。脱挥发室(1000a和1000b)温度可为320至569.99℃，取决于原料特性，通常随着原料固定碳含量的提高而提高。经由管(1215a和1215b)的固体转移速率将随着原料特性、进料速率和反应器(1500)与脱挥发室(1000a和1000b)的操作温度而改变。
该提升管(1200a和1200b)配置为将反应过的原料(1590a和1590b)组分、流化介质(1630a和1630b)、吸附剂(1695a和1695b)、床固体(1520)和挥发性反应产物(1375a和1375b)的混合物输送到粗分离装置(1300a和1300b)。当挥发性原料组分(1590ya和1590yb)通过与热的床固体(1520)密切接触而挥发时，挥发性反应产物(1375a和1375b)沿提升管(1200a和1200b)的垂直长度持续生成。
该粗分离装置(1300a和1300b)连接到粗分离装置排放管(1612a和1612b)并连接到粗分离装置浸入管(1400a和1400b)。粗分离装置(1300a和1300b)配置为接收固体、蒸汽和气体的混合物并经由粗分离装置排放管(1612a和1612b)响应性地输出粗混合流(1610a和1610b)。粗混合流(1610a和1610b)包含挥发性反应产物(1375a和1375b)和焦炭。
该细分离装置(1350a和1350b)连接到细分离装置排放管(1365a和1365b)和连接到细分离装置浸入管(1355a和1355b)。粗分离装置排放管(1612a和1612b)配置为将粗混合流(1610a和1610b)传送到所述细分离装置(1350a和1350b)。细分离装置(1350a和1350b)配置为接收该粗混合流(1610a和1610b)并经由细分离装置排放管(1365a和1365b)响应性地输出细混合流(1380a和1380b)，该细混合流(1380a和1380b)包含挥发性反应产物(1375a和1375b)。如果该原料转化系统(1800)装有超过一个水化脱挥发与固体循环子系统(2025a和2025b)，各个细分离装置排放管(1365a和1365b)可以连接在一起形成单一细分离装置排放管(1365)或序列步骤A反应产物排放(A1-OUT)。
该细分离装置(1350a和1350b)配置为接收粗混合流(1610a和1610b)，并响应性地分离焦炭流(1360a和1360b)，该焦炭流(1360a和1360b)由此经由细分离装置浸入管(1355a和1355b)输送至反应器(1500)。细分离装置浸入管(1355a和1355b)在第一末端连接到细分离装置(1350a和1350b)并在第二末端连接到反应器(1500)。细分离装置浸入管(1355a和1355b)配置为将由粗混合流(1610a和1610b)分离的焦炭流(1360a和1360b)输送至反应器(1500)。
大部分或全部挥发性原料组分(1590ya和1590yb)与流化介质(1630a和1630b)反应并挥发成挥发性反应产物(1375a和1375b)并从粗分离装置(1300a和1300b)排放。固定碳原料组分(1590xa和1590xb)、吸附剂(1695a和1695b)和床固体(1520)的中间固体混合物(1655a和1655b)随后经由粗分离装置浸入管(1400a和1400b)由粗分离装置(1300a和1300b)输送至反应器(1500)。
粗分离装置浸入管(1400a和1400b)在第一末端连接到粗分离装置(1300a和1300b)并在第二末端连接到反应器(1500)，并配置为将中间固体混合物(1655a和1655b)由粗分离装置(1300a和1300b)输送到反应器(1500)的密相流化床(1510)。
如图1中可见，粗分离装置浸入管(1400a和1400b)包括连接到具有浸入管喷嘴(1440a和1440b)的倾斜浸入管下段(1404a和1404b)的垂直浸入管上段(1402a和1402b)，所述喷嘴在与反应器(1500)的界面处与内壁齐平。粗分离装置浸入管(1400a和1400b)可包括至少一个或多个策略性放置的通气口(1410a和1410b)，并且垂直浸入管上段(1402a和1402b)可包括至少一个或多个特别设计的活塞破碎器(1420a和1420b)以避免形成活塞和随后的不稳定的固体向下流动，以及一个或多个伸缩接头(未示出)。合适的喷嘴、通气口和活塞破碎器对本领域技术人员是已知的，如美国专利公开号2012/0111109A1以及WO 2012/061742A1中所例举的那样。
在一个实施方案中，气-固流动调节器(1505a和1505b)插在垂直浸入管上段(1402a和1402b)和倾斜浸入管下段(1404a和1404b)之间。气-固流动调节器(1505a和1505b)装有配置为接收流化介质(1412a和1412b)的流化介质分配器(1414a和1414b)，所述流化介质(1412a和1412b)包含蒸汽、循环的合成气、CO2、N2或其混合物；但是，蒸汽或循环的合成气是优选的。流化介质分配器(1414a和1414b)可能在此意义上是有偏向的——其优选将更大的流化介质(1412a和1412b)流提供至更接近倾斜浸入管下段(1404a和1404b)的附近而不是靠近处置浸入管上段(1402a和1402b)。优选的是相对于容器中该中间固体混合物(1655a和1655b)由粗分离装置(1300a和1300b)转移至该容器的附近，在倾斜浸入管下段(1404a和1404b)输送来自该容器的中间固体混合物(1655a和1655b)并输送至反应器(1500)的附近具有更大的表面流化速度；这是因为提高的流化改善了固体的向下转移，并且用更低的流化速度以尽量减少气体绕过垂直浸入管上段(1402a和1402b)。通常，表面流化速度可为略低于最小流化速度至小于最小流化速度的两倍。流化介质(1412a和1412b)允许中间固体混合物(1655a和1655b)以密相输送模式取道流动至反应器(1500)，由此改善固相输送同时规避堵塞和活塞流的倾向。这有助于尽量减少气体泄漏或经粗分离装置(1300a和1300b)由反应器(1500)的返流。优选通过调节流化和通风流速以确保中间固体混合物(1655a和1655b)稳态流入反应器(1500)，由此保持气-固流动调节器(1505a和1505b)中恒定的固体水平面(1422a和1422b)。同样优选的是垂直浸入管上段(1402a和1402b)安置在气-固流动调节器(1505a和1505b)中以便在恒定的固体水平面(1422a和1422b)下方输送该中间固体混合物(1655a和1655b)以尽量减少气体绕过垂直浸入管上段(1402a和1402b)。同样优选的是由垂直浸入管上段(1402a和1402b)将中间固体混合物(1655a和1655b)输送到气-固流动调节器(1505a和1505b)中以使得垂直浸入管上段(1402a和1402b)中的开口远离浸入管下段(1404a和1404b)；这进一步减少了气体绕过垂直浸入管上段(1402a和1402b)。
系统流程图
图2显示了描绘单个第二水化脱挥发与固体循环子系统(2025a)与一个反应器(1500)集成以产生挥发性反应产物和合成气的工艺的流程图。
在步骤10002中，反应器(1500)中的热的床固体(1520)经由密相床固体输送管(1215a)输送，在这里它们进入到脱挥发室(1000a)中。
在步骤10004中，脱挥发室(1000a)接收流化介质(1630a)和原料(1590a)，优选由挥发性原料组分(1590ya)和固定碳原料组分(1590xa)组成的原料混合物，如未分类的塑料和碳质垃圾衍生燃料(RDF)、城市固体废弃物(MSW)、或塑料材料、医疗废物、污水污泥、动物粪便如家禽草垫、猪粪尿等等的混合物或其它复杂的有机材料和碳质材料。响应性地于来自反应器(1500)的热的床固体(1520)和流化介质(1630a)，该挥发性原料组分(1590ya)经受水化脱挥发，从而生成挥发性反应产物(1375a)。
在步骤(10006)中，固体、反应物和挥发性反应产物经提升管(1200a)在向上方向上抵抗重力输送，其中水化脱挥发反应持续完成，或接近完成，由此形成挥发性反应产物(1375a)。
在步骤(10008)中，粗分离装置(1300a)分离包含挥发性反应产物(1375a)和固定碳原料组分(1590xa)的粗混合流(1610a)以形成包含床固体(1520)和固定碳原料组分(1590xa)的中间固体混合物(1655a)。此外，细分离装置(1350a)进一步将挥发性反应产物(1375a)与焦炭流(1360a)分离。
在步骤(10010红，分离的中间固体混合物(1655a)向下流经粗分离装置浸入管(1400a)并流入反应器(1500)，分离的焦炭流(1360a)由细分离装置(1350a)向下流经细分离装置浸入管(1355a)并流入反应器(1500)。
在步骤(10012)中，反应器(1500)经由蒸汽重整和/或部分氧化反应由分离的固定碳原料组分(1590xa)制造载有颗粒的合成气流(1600)。此外，主旋风分离器(1580)将床固体(1520)和焦炭(1522)循环到反应器(1500)。
在任选的步骤(10014)中，任选的副旋风分离器(secondary cyclone)(1900)将颗粒贫化的合成气流(1910)与飞灰固体分离。
另外可选的系统配置
图3显示了原料转化系统(1800)的另一实施方案，包括间接加热的热化学反应器(1500)以及多个水化脱挥发与固体循环子系统(2025a和2025B和2025C和2025d)。
类似于图1中描述的实施方案，图3中描绘的实施方案包括通过令固定碳原料组分(1590x)反应而输出载有颗粒的合成气流(1600)的反应器(1500)，或序列步骤A合成气排放(A2-OUT)。但是，图3中描绘的原料转化系统(1800)描绘了与一个共用反应器(1500)集成在一起的四个水化脱挥发与固体循环子系统(2025a和2025B和2025C和2025d)。
各个单独的脱挥发室(1000a和1000B&1000C和1000d)可以接收其自己的原料(1590a和1590B和1590C和1590d)并由此单独挥发和生成挥发性反应产物(1375a和1375B和1375C和1375d)。多个挥发性反应产物(1375a和1375B和1375C和1375d)可以独立地制造并令其一起进入共用细分离装置排放管(1365)，或序列步骤A反应产物排放(A1-OUT)，其包含蒸汽和气体反应产物(1375)混合物，该混合物由各独立的反应产物(1375a和1375B和1375C和1375d)的累积混合物组成。共用的热化学反应器(1500)接收从各单独的子系统的粗分离装置浸入管(1400a和1400B和1400C和1400d)和细分离装置浸入管(1355a和1355B和1355C和1355d)输送的固定碳原料组分并最终输出共用反应器的载有颗粒的合成气流(1600)，或序列步骤A合成气排放(A2-OUT)。
在某些情况下，如图3中所描绘的那样，可以使用总计四个水化脱挥发与固体循环子系统(2025a和2025B和2025C和2025d)，但是可以使用少至一个。各个水化脱挥发与固体循环子系统的密相固体输送管(1215a和1215B和1215C和1215d)在位于共用热化学反应器(1500)的圆周附近的极等距位置处从热化学反应器(1500)中抽出床固体(1520)；例如，在图3的实施方案中显示了四个单独的水化脱挥发与固体循环子系统(2025a和2025B和2025C和2025d)，因此优选的是各密相固体输送管(1215a和1215B和1215C和1215d)彼此间隔90度。对图1中描绘的实施方案，其中显示了两个单独的水化脱挥发与固体循环子系统(2025a和2025b)，优选的是各密相固体输送管(1215a和1215b)彼此间隔180度。
图3的原料转化系统(1800)允许同时并以变化的原料吞吐量、规模、组成和水分含量处理多种原料。
图4描绘了能量集成的连续的原料向原油的转化方法(2000)的序列步骤并描述了与各工艺步骤彼此集成相关的变化的组合与排列。
序列步骤A，水化脱挥发与热化学转化(A)接收原料(1590)并可以输出：序列步骤A反应产物排放(A1-OUT)和序列步骤A合成气排放(A2-OUT)；或序列步骤A合并的合成气与反应产物排放(A-OUT)。
序列步骤A合并的合成气与反应产物排放(A-OUT)定义为将前述(A1-OUT)与(A2-OUT)组合成一个公共流；序列步骤A合并的合成气与反应产物排放(A-OUT)同义地称为序列步骤B合并的合成气与反应产物入口(B-IN)。
序列步骤A反应产物排放(A1-OUT)与序列步骤B反应产物入口(B1-IN)同义，并且本文中所用的术语描述了跨越序列步骤A，水化脱挥发与热化学转化(A)与序列步骤B，热去除和回收(B)之间控制体积边界的转移。
序列步骤A合成气排放(A2-OUT)与序列步骤B合成气入口(B2-IN)同义，并且本文中所用的术语描述了跨越序列步骤A，水化脱挥发与热化学转化(A)与序列步骤B，热去除和回收(B)之间控制体积边界的转移。
序列步骤B，热去除和回收(B)可以接收：序列步骤B反应产物入口(B1-IN)和序列步骤B合成气入口(B2-IN)；或序列步骤B合并的合成气与反应产物入口(B-IN)。
序列步骤B，热去除和回收(B)可以输出：序列步骤B反应产物排放(B1-OUT)和序列步骤B合成气排放(B2-OUT)；或序列步骤B合并的合成气与反应产物排放(B-OUT)。
序列步骤B合并的合成气与反应产物排放(B-OUT)定义为将前述(B1-OUT)与(B2-OUT)组合成一个公共流；序列步骤B合并的合成气与反应产物排放(B-OUT)同义地称为序列步骤C合并的合成气与反应产物入口(C-IN)。
序列步骤B反应产物排放(B1-OUT)与序列步骤C反应产物入口(C1-IN)同义，并且本文中所用的术语描述了跨越序列步骤B，热去除和回收(B)与序列步骤C，蒸汽和气体加压(C)之间控制体积边界的转移。
序列步骤B合成气排放(B2-OUT)与序列步骤C合成气入口(C2-IN)同义，并且本文中所用的术语描述了跨越序列步骤B，热去除和回收(B)与序列步骤C，蒸汽和气体加压(C)之间控制体积边界的转移。
序列步骤C，蒸汽和气体加压(C)可以接收：序列步骤C反应产物入口(C1-IN)和序列步骤C合成气入口(C2-IN)；或序列步骤C合并的合成气与反应产物入口(C-IN)。
序列步骤C，蒸汽和气体加压(C)可以输出：序列步骤C反应产物排放(C1-OUT)和序列步骤C合成气排放(C2-OUT)；或序列步骤C合并的合成气与反应产物排放(C-OUT)。
序列步骤C合并的合成气与反应产物排放(C-OUT)定义为将前述(C1-OUT)与(C2-OUT)组合成一个公共流；序列步骤C合并的合成气与反应产物排放(C-OUT)同义地称为序列步骤D合并的合成气与反应产物入口(D-IN)。
序列步骤C反应产物排放(C1-OUT)与序列步骤D反应产物入口(D1-IN)同义，并且本文中所用的术语描述了跨越序列步骤C，蒸汽和气体加压(C)与序列步骤D，蒸汽与气体净化和产物回收(D)之间控制体积边界的转移。
序列步骤C合成气排放(C2-OUT)与序列步骤D合成气入口(D2-IN)同义，并且本文中所用的术语描述了跨越序列步骤C，蒸汽和气体加压(C)与序列步骤D，蒸汽与气体净化和产物回收(D)之间控制体积边界的转移。
序列步骤D，蒸汽与气体净化和产物回收(D)可以接收：序列步骤D反应产物入口(D1-IN)和序列步骤D合成气入口(D2-IN)；或序列步骤D合并的合成气与反应产物入口(D-IN)。
序列步骤D，蒸汽与气体净化和产物回收(D)可以输出：序列步骤D反应产物排放(D1-OUT)和序列步骤D合成气排放(D2-OUT)；或序列步骤D合并的合成气与反应产物排放(D-OUT)。
尽管已经对于构成目前本发明人已知的最佳方式的特定优选实施方案描述了本发明，应理解的是可以进行对本领域普通技术人员显而易见的各种改变与修改，而不离开仅由所附权利要求限定的本发明的范围。
附图标记表
脱挥发室(1000a和1000b)
提升管(1200a和1200b)
向下下降的转移入口段(1210a和1210b)密相固体输送管(1215a和1215b)
反应器喷嘴(1260a和1260b)
粗分离装置(1300a和1300b)
细分离装置(1350a和1350b)
细分离装置浸入管(1355a和1355b)
焦炭流(1360a和1360b)
细分离装置排放管(1365a和1365b)
挥发性反应产物(1375a和1375b)
细混合流(1380a和1380b)
粗分离装置浸入管(1400a和1400b)
垂直浸入管上段(1402a和1402b)
倾斜浸入管下段(1404a和1404b)
通气口(1410a和1410b)
流化介质(1412a和1412b)
流化介质分配器(1414a和1414b)
恒定水平面(1422a和1422b)
活塞破碎器(1420a和1420b)
浸入管喷嘴(1440a和1440b)
反应器(1500)
气-固流动调节器(1505a和1505b)
密相流化床(1510)
床固体(1520)
焦炭(1522)
流化介质(1530)
流化介质分配器(1540)
固体排出系统(1550)
稀相区(1560)
加热管(1570)
主旋风分离器(1580)
主旋风分离器浸入管(1582)
流体添加段(1585)
原料(1590a和1590b)
固定碳原料组分(1590x)
挥发性原料组分(1590y)
载有颗粒的合成气流(1600)
反应器排放管(1602)
粗混合流(1610a和1610b)
粗分离装置排放管(1612a和1612b)
圆锥形减速部分(1625a和1625b)
流化介质(1630a和1630b)
恒定横截面部分(1635)
流化介质分配器(1640a和1640b)
固体排出系统(1650a和1650b)
中间体固体混合物(1655a和1655b)
吸附剂(1695a和1695b)
原料转化系统(1800)
副旋风分离器(1900)
颗粒贫化的合成气流(1910)
副旋风分离器排放管(1915)
飞灰固体(1920)
副旋风分离器浸入管(1925)
能量集成的连续原料向原油转化过程(2000)
水合脱挥发与固体循环子系统(2025a和2025b)
反应产物热回收蒸汽发生器(HRSG)(8025)
合成气热回收蒸汽发生器(HRSG)(8050)
蒸汽喷射器(8035)
水源(100)
蒸汽(200)
蒸汽(300)
蒸汽(400)
序列步骤A，水合脱挥发与热化学转化(A)
序列步骤B，热去除和回收(B)
序列步骤C，蒸汽和气体加压(C)
序列步骤D，蒸汽与气体净化和产品回收(D)
序列步骤A反应产物排放(A1-OUT)
序列步骤A合成气排放(A2-OUT)
序列步骤A合并的合成气与反应产物排放(A-OUT)
序列步骤B反应产物入口(B1-IN)
序列步骤B合成气入口(B2-IN)
序列步骤B合并的合成气与反应产物入口(B-IN)
序列步骤B反应产物排放(B1-OUT)
序列步骤B合成气排放(B2-OUT)
序列步骤B合并的合成气和反应产物排放(B-OUT)
序列步骤C反应产物入口(C1-IN)
序列步骤C合成气入口(C2-IN)
序列步骤C合并的合成气与反应产物入口(C-IN)
序列步骤C反应产物排放(C1-OUT)
序列步骤C合成气排放(C2-OUT)
序列步骤C合并的合成气与反应产物排放(C-OUT)
序列步骤D反应产物入口(D1-IN)
序列步骤D合成气入口(D2-IN)
序列步骤D合并的合成气与反应产物入口(D-IN)
序列步骤D反应产物排放(D1-OUT)
序列步骤D合成气排放(D2-OUT)
序列步骤D合并的合成气与反应产物排放(D-OUT)

Claims (20)

1.用于从包含固定碳原料组分(1590x,1590xa)和挥发性原料组分(1590y,1590ya)的碳质原料(1590a)同时生产合成原油和合成气的原料转化方法，所述方法包括：
(a)将碳质原料(1590a)引入具有床固体(1520)的脱挥发室(1000a)中；
(b)在脱挥发室中，使挥发性原料组分与蒸汽(1630a)于约320℃至约569.99℃的温度反应以生产：
(i)包含床固体(1520)和固定碳原料组分(1590xa)的中间固体混合物(1655a)；和
(ii)包含挥发性反应产物(1375a)和焦炭的粗混合流(1610a)；
(c)将中间固体混合物(1655a)转移到已包含一些床固体(1520)的a流化床反应器(1500)中；
(d)在流化床反应器(1500)中，使中间固体混合物(1655a)中的固定碳原料组分(1590x)与蒸汽和氧反应以生产包含合成气和飞灰固体的载有颗粒的合成气流(1600)；
(e)将流化床反应器(1500)中的一部分床固体(1520)转移到脱挥发室(1000a)；和
(f)使至少一部分挥发性反应产物(1375a)从粗混合流(1610a)冷凝以生产合成原油。
2.根据权利要求1所述的原料转化方法，包括在步骤(c)中，
将中间固体混合物(1655a)经由其中引入了蒸汽或气体(1412a)的气-固流动调节器(1505a)转移到流化床反应器(1500)。
3.根据权利要求1所述的原料转化方法，包括在步骤(d)中：
从流化床反应器(1500)的稀相区(1560)中存在的气体和固体中，将载有颗粒的合成气与焦炭(1522)和床固体(1520)分离以形成所述载有颗粒的合成气流(1600)；和
将所述焦炭(1522)和床固体(1520)循环回流化床反应器(1500)的床中。
4.根据权利要求1所述的原料转化方法，包括：
从载有颗粒的合成气流(1600)去除飞灰固体以形成颗粒贫化的合成气-流(1910)。
5.根据权利要求4所述的原料转化方法，包括：
将颗粒贫化的合成气-流(1910)冷却。
6.根据权利要求1所述的原料转化方法，包括：
在步骤(b)之后，将第一粗混合流中(1610a)中的挥发性反应产物(1375a)与焦炭分离以生成焦炭流(1360a)和包含挥发性反应产物(1375a)的细混合流(1380a)。
7.根据权利要求6所述的原料转化方法，包括：
将细混合流(1380a)冷却至其中所含的可冷凝蒸汽的露点以上。
8.根据权利要求6所述的原料转化方法，包括：
将焦炭流(1360a)引入流化床反应器(1500)；和
将二氧化碳引入流化床反应器(1500)中与焦炭流(1360a)中的焦炭反应以生产用于所述载有颗粒的合成气流(1600)的合成气。
9.根据权利要求1所述的原料转化方法，包括：
在步骤(b)之后，将第一粗混合流(1610a)中的挥发性反应产物(1375a)与焦炭分离以生成焦炭流(1360a)和包含挥发性反应产物(1375a)的细混合流(1380a)；
在步骤(d)之后，从载有颗粒的合成气流(1600)去除飞灰固体以形成颗粒贫化的合成气-流(1910)；
将细混合流(1380a)冷却至其中所含的可冷凝蒸汽的露点以上；和
将颗粒贫化的合成气-流(1910)冷却。
10.根据权利要求9所述的原料转化方法，包括：
将焦炭流(1360a)引入流化床反应器(1500)中；和
将二氧化碳引入流化床反应器(1500)中与焦炭流(1360a)中的焦炭反应以生产用于所述载有颗粒的合成气流(1600)的合成气。
11.根据权利要求1所述的原料转化方法，包括：
以约20吨/天到约250吨/天的吞吐量将碳质原料(1590a)引入脱挥发室(1000a)中。
12.根据权利要求1所述的原料转化方法，其中在步骤(b)中：
将碳质原料(1590a)与蒸汽(1630a)于约0.65bar至约2bar的压力下反应。
13.根据权利要求12所述的原料转化方法，包括：
在高于脱挥发室的压力下操作流化床反应器。
14.根据权利要求13所述的原料转化方法，其中：
流化床反应器的压力与脱挥发室的压力之比为1.5至3.0。
15.根据权利要求1所述的原料转化方法，其中：
流化床反应器(1500)的类型为循环、湍流、夹带流或鼓泡类型流化床反应器中的一种或多种。
16.根据权利要求1所述的原料转化方法，其中：
床固体(520)为惰性材料、催化剂、吸附剂和工程化颗粒中的一种或多种。
17.根据权利要求16所述的原料转化方法，其中：
床固体(520)包括工程化颗粒；和
所述工程化颗粒为氧化铝、氧化锆、砂、橄榄石、砂、石灰石、白云石和催化材料中的一种或多种。
18.根据权利要求16所述的原料转化方法，其中：
床固体(520)包括工程化颗粒；和
所述工程化颗粒是中空的。
19.根据权利要求16所述的原料转化方法，其中：
床固体(520)包括工程化颗粒；和
所述工程化颗粒是中空的。
20.根据权利要求16的原料转化方法，其中：
床固体(520)包括吸附剂；和
所述吸附剂包括碱土金属氧化物，所述碱土金属氧化物包括氧化钠(Na2O)、氧化钾(K2)、氧化镁(MgO)和氧化钙(CaO)中的一种或多种。
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