CN108841424A - 一种光催化生产烷烃的方法及装置 - Google Patents

Abstract

本发明涉及天然气制取技术领域，尤其是涉及一种光催化生产烷烃的方法及装置。所述光催化生产烷烃的方法，包括如下步骤：(a)可燃物于500‑700℃干燥热解得到气体烃，气体烃与气化剂混合明火燃烧生成CO₂，并于800‑1050℃裂解气体烃得到C和H₂；(b)于650‑900℃下，CO₂与C反应得到CO，C在光催化的作用下与H₂作用生成CH₄；(c)向步骤(b)中得到的含CH₄和CO的混合气中注入水蒸气，CO与H₂O反应得到H₂，得到增氢的燃气；(d)增氢的燃气经甲烷化催化剂，于240‑600℃反应得到天然气。本发明所述方法制备得到天然气中，CH₄含量≥95％，解决了现有技术中生物质燃烧产烟且热值低的问题。

Description

一种光催化生产烷烃的方法及装置

技术领域

本发明涉及天然气制取技术领域，尤其是涉及一种光催化生产烷烃的方法及装置。

背景技术

自有人类起至今，人们燃烧垃圾、秸秆、枝丫柴、干化污泥等生物质，必定有烟，从烟囱排空。

天然气作为清洁能源越来越受到青睐，很多国家都将天然气列为首选燃料，天然气在能源供应中的比例迅速增加。

因而，探索一种利用生物质制取天然气的方法，实现生物质成分的高效充分利用，大幅度提高产气率，实现废弃物的能源化、资源化利用包括烟气烷烃化，并缓解当前的能源和环境危机具有重要意义。

有鉴于此，特提出本发明。

发明内容

本发明的第一目的在于提供一种光催化生产烷烃的方法，所述方法无需额外添加煤、油等任何燃料，仅靠消耗可燃物自身少量碳氢，就使燃烧产物不再是废气，而是7500kcal/m³天然气，可替代石油，且天然气中CH₄的含量可≥95％，解决了现有技术中生物质燃烧产烟且热值低的问题。

本发明的第二目的在于提供一种光催化生产烷烃的装置，所述装置高效平稳，采用所述装置制取的天然气成本＜1元/m³，经济效益得到大幅提高。

为了实现本发明的上述目的，特采用以下技术方案：

一种光催化生产烷烃的方法，包括如下步骤：

(a)可燃物于500-700℃干燥热解得到气体烃，气体烃与气化剂混合明火燃烧生成CO₂，并于800-1050℃裂解气体烃得到C和H₂；

(b)于650-900℃下，CO₂与C反应得到CO，C在光催化的作用下与H₂作用生成CH₄；

(c)向步骤(b)中得到的含CH₄和CO的混合气中注入水蒸气，CO与H₂O反应得到H₂，得到增氢的燃气；

(d)增氢的燃气经甲烷化催化剂，于240-600℃反应得到天然气。

现有技术中无法将C与H直接合成CH₄是因为：CH₄分子是正四面体结构，其C原子外层4个价电子存在于4条能量级别相同的轨道内，否则，CH₄的结构就不会是正四面体。而在形成CH₄之前，C原子核外6个电子，分布在第一层即1s轨道2个，第二层(外层)4个价电子。第二层分s亚层和p亚层，s亚层有2条2s轨道，每条轨道内1个s电子，p亚层有3条2p轨道，2px、2py轨道内各1个p电子，2pz轨道是空的，没有电子。而2s轨道与2p轨道的能级不同，2s电子云是球形，2p电子云是哑铃形。所以，C原子与4个H无法生成正四面体结构的CH₄。

本发明中，通过大量实验得出，C原子的2个2s电子中的1个电子在光催化作用下，接受光子能量处于激发态而跃迁入2pz空轨道，2s电子中剩余的1个电子与p亚层上的3个电子(2px1，2py1，2pz1)杂化，产生4个等量的新的杂化轨道：sp3，每个sp3杂化轨道上有1个电子，与4个H生成CH₄。

并且，并非所有的C原子都能形成sp3杂化轨道，CO₂、CO以及固定碳中的C原子，均不能接受光子能量而发生跃迁，即光催化对其不产生作用。只有通过本发明的气体烃裂解得到的C原子，才能在光催化作用下，接受光子能量跃迁到2pz空轨道，从而形成sp3杂化轨道。同时，C原子与4个H生成CH₄的过程还需要在还原性气氛条件下进行，本发明步骤(b)中，CO₂和C反应得到CO，提供还原性气氛条件，促使C在光催化的作用下与H₂作用生成CH₄。

本发明中，可燃物在无气化剂的存在下，干燥热解，以便可燃物中的碳氢尽可能转化为气体烃CmHn；气体烃与气化剂混合后，明火燃烧以便升高温度使气体烃裂解为C和H₂；在800-1050℃条件下裂解，生成的CH₂不稳定，而生成的C原子是稳定的，并且光催化仅对C原子有作用，生成CH₄。

优选的，所述光催化包括可见光和/或红外线。更优选的，所述光催化包括可见光和红外线。同时在可见光和红外线的光催化作用下，催化合成的CH₄量最高。

优选的，所述步骤(b)中得到的含CH₄和CO的混合气中，CH₄的体积分数＞30％，C₂+的体积分数＞8％，1个C₂+分子的热值≥2个CH₄分子的热值，当折合为CH₄计算时，混合气中的CH₄体积分数相当于≥45％。

当所述步骤(b)中得到的含CH₄和CO的混合气中，CH₄的体积分数＞45％时，能够保证最终得到的天然气中甲烷的体积分数≥95％。具体的，当混合气中CH₄＞45％时，还有≤50％的气体需合成CH₄，根据反应式，1个CO₂分子与4个H₂O分子，共5个分子合成1个CH₄分子和2个H₂O分子，即≤50％的气体将合成≤10％的CH₄(不论什么分子，气态时的体积一样大)。若混合气中CH₄≤45％时，在步骤(d)中甲烷化还需合成CH₄＞10％，对于CO与H₂合成甲烷1％，甲烷化反应器内温度升高70℃，对于CO₂与H₂合成甲烷1％，温度升高60℃。一次合成甲烷超过10％，瞬间温度升高600-700℃，无法控制甲烷化反应器的温度，系统将烧毁。如若不满足＞45％这一前提，CO₂、CO与H₂合成CH₄必然一次＞10％，会造成系统毁坏，或者仅能通过Ⅲ级合成CH₄。因而，在所述步骤(b)中得到的含CH₄和CO的混合气中，CH₄的体积分数＞45％作为前提，才能使制备得到的天然气中甲烷的体积分数≥95％。

优选的，所述步骤(b)中，反应压力为500-1500Pa。通过调整步骤(d)的回转窑炉膛产出燃气的流量，在炉膛积累气体，便于形成正压，促进CH₄的生成。

优选的，所述步骤(b)中，于700-850℃下进行光催化生成CH₄。

优选的，所述可燃物包括固体生物质和/或煤。所述固体生物质包括生活垃圾、秸秆枝丫柴、有机污泥等固废中的任一种或多种，也可以包括药渣菌渣、医疗废物等危废中的任一种或多种。

优选的，所述步骤(a)中，于900-980℃裂解气体烃得到C和H₂。

优选的，所述步骤(a)中，气化剂包括氧气。更优选的，所述氧气的纯度为60-99.6％。

优选的，所述气化剂的用量占理论空气量的体积的10-38％。当可燃物为生活垃圾时，气化剂的用量占理论空气量的体积的20±2％；当可燃物为秸秆时，气化剂的用量占理论空气量的体积的10-12％；当可燃物为煤时，气化剂的用量占理论空气量的体积的26-38％。

优选的，所述步骤(c)中，将步骤(b)中得到的含CH₄和CO的混合气加热至210±5℃，加压至2±0.02MPa；水蒸气压力调节至2±0.02MPa。更优选的，将混合气与水蒸气混合，使得到的增氢的燃气中，H₂与CO的比例为(3-3.2)﹕1，H₂按比例略过一点。

优选的，所述步骤(c)中，CO与H₂O在CO变换催化剂的作用下，反应得到H₂。混合气与水蒸气混合后，进入增氢反应器，增氢反应器内设置多组列管，在列管与增氢反应器壳体之间的管间空腔，装填CO变换催化剂，混合后的气体流经催化剂床层，进行反应CO+H₂O＝H₂+CO₂。这一反应为放热反应，其反应热由列管中的除氧水吸收，用于产生水蒸气，进一步提高能量利用效率，减少能量损失。除氧水在列管内的温度约223℃，列管内压力为2.55MPa，在此压力下饱和蒸汽温度为225℃，低于此温度的水为液态，因此列管内的水90％为液态，能有效将能量移走。除氧水进入汽包用于产生水蒸气，汽包内压力调整为2.1MPa，此压力下饱和蒸汽温度为215℃，调控汽包内温度＞215℃，则汽包内除氧水液面不断生产饱和蒸汽，经汽包上部除沫器过滤，液滴落下，蒸汽排出，送入步骤(b)中得到的含CH₄和CO的混合气中。汽包内除氧水下部低于215℃，水为液态，从汽包下部出口排出部分，进入变换炉的列管中以此循环，变换反应热被移至汽包。

上述CO变换催化剂的催化剂床层的温度不高于250℃，由热电偶检测传出。

从增氢反应器中排出的增氢的燃气的温度约250℃，进入换热器的管间空腔，除氧水进入管束，二者经过换热，除氧水被加热送至汽包，增氢的燃气温度降低至约140℃排出，送往下道工序。

所述步骤(d)中，增氢后的燃气经过精脱硫后加热至＞240℃，送入甲烷化反应器中。甲烷化反应器内部设多组列管，在列管与塔壳之间的管间空腔，装填甲烷化催化剂(操作温度为240-600℃)。增氢后的燃气流经催化剂层，CO与CO₂与氢气反应CO+3H₂＝CH₄+H₂O，CO₂+4H₂＝CH₄+2H₂O。反应热由列管中的除氧水吸收移至汽包生产蒸汽。为了温度的可控性，甲烷合成量可以控制在9％，不超过10％。

通过上述步骤，得到天然气，所述天然气的温度较高，进入热交换器，由循环水带走热量，然后脱水，得到CH₄含量≥95％、热值7500kcal/m³的天然气。

优选的，所述步骤(b)，于650-900℃下，CO₂与C反应得到CO，C在光催化的作用下与H₂作用生成CH₄后，经除尘、脱硫和脱水后，进行步骤(c)。

优选的，所述除尘包括高温除尘和湿法除尘。采用高温旋风除尘器进行除尘，并且，在高温旋风除尘器后连接设置有换热器，混合气通过换热器，显热被换热器管束中的水或气体带走，混合气降温至170℃之下。温度降低后的混合气经过风阀送往下道工序，风阀的开度可调节甲烷炉的炉膛压力，即步骤(b)中进行光催化反应的压力，通过调节风阀开度，使甲烷炉炉膛出现正压。

优选的，脱硫和脱水的方法包括：向混合气喷入氢氧化钙和/或氢氧化钠水溶液。硫化氢和二氧化硫生成硫酸盐固体，混合气温度进一步降至约70℃，混合气中的水蒸气变成液态水被分离，粉尘和固体盐等得到收集。此时混合气中湿气降低至约248.7g水/m³。为了进一步降低混合气中湿气，将混合气接入循环水冷却器，混合气进口70℃，出口40℃，循环水进口32℃，出口37℃，使混合气中水液化分离。在冷却器出口接入内置滤芯的泡沫分离器，分离除去硫泡沫。

经泡沫分离器流出的混合气温度低于40℃，湿气降低至约59g水/m³，为了进一步降低湿气含量，对混合气进行冷冻除湿。所述冷冻除湿的方法包括：降低混合气温度低于环境温度5℃，露点温度为5℃。混合气可在环境温度5℃以上使用。如果环境温度低于5℃，需采取保暖措施，例如混合气管道从地下走等，以防止混合气中微量湿气变成液态水腐蚀管道等。

优选的，所述可燃物预先破碎、烘干至含水量≤15％。

本发明还提供了一种光催化生产烷烃的装置，包括回转窑、增氢反应单元、甲烷化反应单元；

所述回转窑的筒体内部由进料端至出料端依次设置有热解段、明火段和还原段，所述明火段和还原段设置有光催化内筒，所述回转窑内设置有送氧单元，所述送氧单元的供氧端伸至明火段；

所述增氢反应单元包括混合器、汽包、增氢反应器，所述汽包连接于混合器，所述混合器连接于增氢反应器；所述混合气的进料端连接于所述回转窑的出料端；

所述增氢反应器的出料端连接于所述甲烷化反应单元的进料端。

优选的，所述光催化内筒的材质为耐热钢。采用耐热钢作为光催化内筒，能够将高温转化为红外线，为光催化反应提供红外线。

优选的，所述热解段、明火段和还原段分别设置有加热单元。各加热单元分别对热解段、明火段和还原段进行加热，调控各段的温度。

优选的，所述加热单元为电加热单元。所述电加热单元设置于回转窑筒体的内筒外侧，用于对各段进行加热。更优选的，所述电加热单元包括电加热转盘和电加热片。进一步优选的，所述电加热单元随回转窑筒体回转。电加热片的电源由安装在回转窑上的滑环，从固定不动的滑环座引入，连接于电加热片。采用电加热能精准控制各段温度。

优选的，所述回转窑的筒体卧式安装，斜度为3-6％。更优选的，所述回转窑的旋转速度为0.2-5rpm/min。

优选的，所述送氧单元包括输氧总管。所述输氧总管包括输氧管、冷却水管和点火部件。所述输氧总管的供氧端从所述回转窑的进料端穿过热解段伸至明火段。所述点火部件包括点火棒、燃气输送管、检测器；点火部件设置于输氧总管中，延伸至明火段。燃气输送管输送用于点火的天然气或石油液化气，点火棒用于打火，使明火段内进行明火燃烧；所述检测器可采用紫外线或红外线信号检测器，用于检测明火段是否有明火产生。所述冷却水管用于循环冷却输氧总管，避免输氧总管温度过高。所述输氧总管的供氧端优选采用刚玉材质。

优选的，所述装置还包括CO₂输送管，其由回转窑的出料端伸入至所述明火段与还原段的衔接处。窑尾排出的炉渣含碳量约20％，送入炉渣燃烧炉进行再燃烧，该炉以氧气作为气化剂，炉渣燃烧产生的CO₂废气经耐热CO₂输送管送至明火段与还原段的衔接处。明火段的温度高，甲烷合成的适宜温度为600-850℃，由CO₂输送管送入再次燃烧得到的CO₂气体，使明火段结束处的炉膛温度降低，CO₂气体与存在于半焦中的炽热的C反应，生成CO燃气，使还原段顺利及时合成甲烷。

优选的，所述回转窑的进料端设置有螺旋输送机，所述螺旋输送机延伸至热解段。可燃物物料在螺旋输送机内由螺旋铰刀推进至无螺旋铰刀段，然后靠挤压力挤入热解段，起到回转窑炉膛内外密封作用。优选的，所述无螺旋铰刀段的长度为20-80cm。

优选的，所述回转窑筒体的内壁设置有扬料单元。更优选的，所述扬料单元包括炉排梗和扬料板，所述扬料板安装于筒体的内侧。有内筒处安装在内筒内侧，扬料板与内筒母材材质相同；无内筒处，与内筒直径等齐一圈设置多条炉排梗，炉排梗材料为高铝浇注耐火材料，炉排梗上安装扬料板，扬料板材质为刚玉；扬料装置为L型，与回转窑筒体形成喇叭口。扬料装置与回转窑筒体形成喇叭口，能将炉膛物料兜住，随窑的回转将其带提起再扬落，使炉膛形成湍流度。如在不同实施例中，炉排梗共6-20条，优选为6-12条，宽度40mm-600mm，优选为50mm-350mm。

优选的，所述光催化生产烷烃的装置还包括除尘净化单元，所述除尘净化单元的进料端连接于回转窑的出料端，所述除尘净化单元的出料端连接于增氢反应单元的进料端。

优选的，所述除尘净化单元包括依次连接的沉灰室、高温旋风除尘器、换热器、风阀、除尘脱硫器、冷却器和引风机。

经回转窑出料端排出的物料途径沉灰室，由于沉灰室截面积大，物料流速慢，灰尘的约70％沉淀收集；沉灰室后的高温旋风除尘器，其中多管并列，物料在多列管中快速旋转，粉尘离心甩到管壁由于重力落下收集；混合气物料通过换热器，显热被换热器管束中的水或气体带走，混合气降温至170℃之下；温度降低后的混合气经过风阀送往下道工序，风阀的开度可调节甲烷炉的炉膛压力，通过调节风阀开度，使甲烷炉炉膛出现正压。

所述除尘脱硫器可采用管束除尘器，混合气进入管束除尘器后，向管束除尘器中喷入氢氧化钙和/或氢氧化钠水溶液，硫化氢和二氧化硫生成硫酸盐固体，混合气温度进一步降至约70℃，混合气中的水蒸气变成液态水被分离，粉尘和固体盐等得到收集。此时混合气中湿气降低至约248.7g水/m³。为了进一步降低混合气中湿气，将混合气接入循环水冷却器，混合气进口70℃，出口40℃，循环水进口32℃，出口37℃，使混合气中水液化分离。冷却器出口接入内置滤芯的泡沫分离器，分离除去硫泡沫。

如为进一步降低湿气，可将混合气经过冷冻干燥器进行冷冻除湿，通过气液分离器进行气液分离，进一步除湿。经过上述除尘、脱硫和脱水处理后，混合气经引风机送入增氢反应单元的混合器中。优选的，所述引风机的出口管道上设置有接口，可连接气体成分分析仪，用于分析送入混合器中的气体成分分析。

优选的，所述回转窑的窑尾、沉灰室底部和高温旋风除尘器底部设置有出渣口，并可设置自动出渣系统，用于排出和收集炉渣粉尘。

优选的，所述增氢反应器中设置有CO变换催化剂。混合气经增压至2.0Mpa进混合器，水蒸气也送入混合器，合成气与水蒸气在混合器中混合符合要求后，送入增氢反应器，在CO变换催化剂的作用下，生成氢气(反应式CO+H₂O＝CO₂+H₂)。

优选的，所述增氢反应器内设置至少一组列管。更优选的，所述CO变换催化剂装填于列管与增氢反应器壳体之间的管间空腔。进一步优选的，所述列管中设置循环水。优选，所述列管连接于汽包。增氢反应器中进行的反应为放热反应，反应热由列管中的循环水吸收，吸收热量后，循环水移至汽包，用于产生水蒸气。

优选的，所述甲烷化反应单元包括甲烷化反应器、加热器和汽包。所述加热器用于对混合气的加热，加热后输送至甲烷化反应器中。更优选的，所述甲烷化反应器中设置有甲烷化催化剂。

优选的，所述甲烷化反应器内部设置至少一组列管。更优选的，所述甲烷化催化剂装填于列管与甲烷化反应器壳体之间的管间空腔。优选，所述列管连接于汽包。甲烷化反应器中进行的反应为放热反应，反应热由列管中的循环水吸收，吸收热量后，循环水移至汽包，用于产生水蒸气。

优选的，所述甲烷化反应器的甲烷气出料端连接有热交换器。经甲烷化反应器排出的气体的温度较高，通过热交换器，由循环水带走热量。更优选的，所述热交换器的甲烷气出料端连接有冷却器。天然气经热交换器后，经过冷却器冷却脱水，得到CH₄含量≥95％、热值≥7500kcal/m³的天然气。

与现有技术相比，本发明的有益效果为：

(1)本发明所述的光催化生产烷烃的方法，采用任何可燃物燃烧，均无烟、无SO₂、无NOx、、无二恶英、无二次污染；燃烧产物为CH₄含量≥95％、热值≥7500kcal/m³的天然气；

(2)采用本发明所述的方法，可将山林枝丫柴、农业秸秆、城市垃圾，变成可再生的烷烃能源替代石油；1吨生活垃圾可制取约85m³天然气，1吨秸秆可制取约270m³天然气；我国生活垃圾、秸秆可转化为生物天然气约2000亿m³/a，替代石油2亿t/a；

(3)本发明所述的方法，制取的天然气成本＜1元/m³，天然气供燃机联合循环的发电量，是生物质项目蒸汽轮机发电量的2.5倍，所述方法具有较大的经济效益；

(4)本发明所述的装置，能精准稳定的控制各区域反应温度，并且，各步显热通过热交换进一步利用，提高能量利用效率，减少能量损失。

附图说明

为了更清楚地说明本发明具体实施方式或现有技术中的技术方案，下面将对具体实施方式或现有技术描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图是本发明的一些实施方式，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。

图1为本发明实施例提供的光催化生产烷烃的装置结构示意图；

图2为本发明实施例提供的回转窑的热解段的结构示意图；

图3为本发明实施例提供的回转窑的明火段的结构示意图；

图4为本发明实施例提供的回转窑的还原段的结构示意图；

图5为本发明实施例提供的增氢反应单元的结构示意图；

图6为本发明实施例提供的甲烷化反应单元的结构示意图。

附图标记：

1-回转窑； 2-增氢反应单元； 3-甲烷化反应单元；

4-除尘净化单元； 10-扬料单元； 11-炉膛；

12-热解段； 13-明火段； 14-还原段；

15-窑头罩； 16-窑尾罩； 17-混合气出口；

18-输氧总管； 19-CO₂输送管； 121-第一内筒；

122-第一加热转盘； 123-第一加热片； 124-第一保温层；

131-第二光催化内筒； 132-第二加热转盘； 133-第二加热片；

134-第二保温层； 141-第三光催化内筒； 142-第三加热转盘；

143-第三加热片； 144-第三保温层； 21-混合器；

22-增氢反应器； 23-汽包； 24-增氢加热器；

25-增氢热交换器； 31-甲烷化反应器； 32-甲烷化加热器；

33-甲烷化热交换器； 34-冷却器； 41-沉灰室；

42-高温旋风除尘器； 43-换热器； 44-风阀；

45-除尘脱硫器； 46-冷却器； 47-引风机；

48-冷冻干燥机； 49-气液分离器。

具体实施方式

下面将结合附图和具体实施方式对本发明的技术方案进行清楚、完整地描述，但是本领域技术人员将会理解，下列所描述的实施例是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例，仅用于说明本发明，而不应视为限制本发明的范围。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。实施例中未注明具体条件者，按照常规条件或制造商建议的条件进行。所用试剂或仪器未注明生产厂商者，均为可以通过市售购买获得的常规产品。

在本发明的描述中，需要说明的是，术语“中心”、“上”、“下”、“左”、“右”、“竖直”、“水平”、“内”、“外”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本发明的限制。此外，术语“第一”、“第二”、“第三”仅用于描述目的，而不能理解为指示或暗示相对重要性。

在本发明的描述中，需要说明的是，除非另有明确的规定和限定，术语“安装”、“相连”、“连接”应做广义理解，例如，可以是固定连接，也可以是可拆卸连接，或一体地连接；可以是机械连接，也可以是电连接；可以是直接相连，也可以通过中间媒介间接相连，可以是两个元件内部的连通。对于本领域的普通技术人员而言，可以具体情况理解上述术语在本发明中的具体含义。

图1为本发明实施例提供的光催化生产烷烃的装置结构示意图。如图1所示，本实施例提供的光催化生产烷烃的装置，包括回转窑1、增氢反应单元2、甲烷化反应单元3。所述回转窑1的出料端连接于所述增氢反应单元2的进料端，所述增氢反应单元2的出料端连接于所述甲烷化反应单元3的进料端。

所述回转窑1的筒体内部为炉膛11，由进料端至出料端依次设置有热解段12、明火段13和还原段14。所述回转窑1的进料端设置有窑头罩15，出料端设置有窑尾罩16。所述窑头罩15和窑尾罩16上安装有泄压阀，泄压阀内装有爆破片，用于回转窑1内的压力超过一定值时爆破泄压，防止爆炸事故发生。在一优选实施方式中，所述窑头罩15与回转窑1的进料端的连接处的外侧设置有窑头双软密封单元，所述窑尾罩16与回转窑1的出料端的连接处的外侧设置有窑尾双软密封单元。所述的双软密封单元为双层密封抽真空构造，这种密封单元既是软密封又是双密封，软密封使密封材料贴合回转窑1的筒体不漏气，双密封是要在两道密封之间形成空腔抽真空，即使回转窑1内有灰分溢出，会被抽走，不会污染环境。由于回转窑的进料端和出料端温度高，出料端温度可达700℃，双软密封单元与高温的回转窑1贴合容易磨损，为了减少密封磨损，优选在回转窑的进料端和出料端上安装一圈轮带，双软密封单元与轮带接触，而不与回转窑1的筒体直接接触，双软密封单元在低温下耐磨，如此可延长双软密封单元的使用寿命。所述窑尾罩16上开设有混合气出口17，用于将回转窑1中产生的混合气输送至下一道工序。所述回转窑1设置有随窑耐火层，可以采用硅质材质。

在本实施例中，所述回转窑的筒体卧式安装，斜度为3-6％。根据实际生产需求，所述回转窑的旋转速度为0.2-5rpm/min。

所述回转窑1外侧设置有驱动单元和传动单元。所述回转窑1的外壁设置有齿圈，传动单元设置在回转窑1的筒体底部，齿圈与传动单元啮合，驱动单元带动传动单元驱动回转窑1筒体的回转。在一优选实施方式中，所述回转窑1的筒体外侧间隔设置有轮带托轮支撑单元，用于支撑稳固所述回转窑1。所述轮带托轮支撑单元包括轮带和托轮，轮带支承在托轮上。

请参阅图2，其是为本发明实施例提供的回转窑的热解段的结构示意图。所述热解段12包括第一内筒121、第一加热转盘122、第一加热片123和第一保温层124。所述第一内筒121内进行热解反应，所述第一加热转盘122设置于第一内筒121的外侧，第一加热片123安装于第一加热转盘122上，用于对第一内筒121加热，调控第一内筒121内的热解反应的温度。所述第一内筒121与所述第一加热转盘122之间留有空腔作为第一内筒膨胀避让腔。所述第一内筒121与回转窑1的筒体同步转动。在本发明一优选实施方式中，所述第一加热片123为电加热片。三相交流电从固定不动的滑环座，经嵌入滑环座的导电环引入到回转窑1上，接到电加热片上，滑环与电加热片为相对静止连接，跟着回转窑1同步回转，由电气控制箱控制开与关。

请参阅图3，其是为本发明实施例提供的回转窑的明火段的结构示意图。所述明火段13包括第二光催化内筒131、第二加热转盘132、第二加热片133和第二保温层134。所述第二光催化内筒131内进行明火燃烧反应，所述第二加热转盘132设置于第二光催化内筒131的外侧，第二加热片133安装于第二加热转盘132上，用于对第二光催化内筒131加热，调控第二光催化内筒131内的热解反应的温度。所述第二光催化内筒131与所述第二加热转盘132之间留有空腔作为第二光催化内筒膨胀避让腔。所述第二光催化内筒131与回转窑1的筒体同步转动。在本发明一优选实施方式中，所述第二加热片133为电加热片。三相交流电从固定不动的滑环座，经嵌入滑环座的导电环引入到回转窑1上，接到电加热片上，滑环与电加热片为相对静止连接，跟着回转窑1同步回转，由电气控制箱控制开与关。

在本发明一优选实施方式中，所述第二光催化内筒131的材质为耐热钢。采用耐热钢作为光催化内筒，能够将高温转化为红外线，为光催化反应提供红外线。

所述回转窑1内设置有送氧单元，所述送氧单元的供氧端延伸至明火段13，将氧气、可燃气体送至明火段13，并进行打火。在本实施例中，所述送氧单元包括输氧总管18，所述输氧总管18的供氧端从所述回转窑1的进料端穿过热解段12伸至明火段13。所述输氧总管18的供氧端优选采用刚玉材质，提高耐高温性能。所述输氧总管18内设置有输氧管、冷却水管和点火部件。所述输氧管用于输送气化剂氧气进入明火段13。所述冷却水管用于循环冷却输氧总管18，避免输氧总管18温度过高。所述点火部件包括点火棒、燃气输送管、检测器。燃气输送管输送用于点火的天然气或石油液化气等可燃气体，点火棒用于打火，使明火段内进行明火燃烧；所述检测器可采用紫外线或红外线信号检测器，用于检测明火段是否有明火产生。其中，点火棒优选间隔打火，能够防止明火熄灭导致可燃性气体聚集而爆燃的情况，如点火棒每打火30秒、间隔30秒。

请参阅图4，其是为本发明实施例提供的回转窑的还原段的结构示意图。所述还原段14包括第三光催化内筒141、第三加热转盘142、第三加热片143和第三保温层144。所述第三光催化内筒141内进行还原反应，所述第三加热转盘142设置于第三光催化内筒141的外侧，第三加热片143安装于第三加热转盘142上，用于对第三光催化内筒141加热，调控第三光催化内筒141内的反应温度。所述第三光催化内筒141与所述第三加热转盘142之间留有空腔作为第三光催化内筒膨胀避让腔。所述第三光催化内筒141与回转窑1的筒体同步转动。在本发明一优选实施方式中，所述第三加热片143为电加热片。三相交流电从固定不动的滑环座，经嵌入滑环座的导电环引入到回转窑1上，接到电加热片上，滑环与电加热片为相对静止连接，跟着回转窑1同步回转，由电气控制箱控制开与关。

所述还原段14的长度优选＞10m，进一步优选为20-40m。

在本发明一优选实施方式中，所述第三光催化内筒141的材质为耐热钢。采用耐热钢作为光催化内筒，能够将高温转化为红外线，为光催化反应提供红外线。

本实施例中，所述装置还包括CO₂输送管19，其由回转窑1的出料端伸入至所述明火段13与还原段14的衔接处。回转窑1窑尾排出的炉渣含碳量较高，置于炉渣燃烧炉中进行燃烧，采用氧气作气化剂，该炉燃烧炉渣产生的CO₂气体经CO₂输送管19送至还原段14与明火段13之间，CO₂气体与存在于半焦中的炽热的C反应，生成CO燃气。

在本发明一优选实施方式中，所述回转窑1的进料端设置有螺旋输送机，所述螺旋输送机延伸至热解段12。可燃物物料在螺旋输送机内由螺旋铰刀推进至无螺旋铰刀段，然后靠挤压力挤入热解段12，起到回转窑1炉膛内外密封作用。

在本发明一优选实施方式中，所述回转窑1的筒体的内壁设置有扬料单元10。所述扬料单元10包括炉排梗和扬料板，所述扬料板安装于回转窑1的筒体的内侧。有内筒处安装在内筒内侧，扬料板与内筒母材材质相同；无内筒处，与内筒直径等齐一圈设置多条炉排梗，炉排梗材料为高铝浇注耐火材料，炉排梗上安装扬料板，扬料板材质为刚玉；扬料装置为L型，与回转窑筒体形成喇叭口。扬料装置与回转窑筒体形成喇叭口，能将炉膛物料兜住，随窑的回转将其带提起再扬落，使炉膛形成湍流度。如在不同的实施例中，炉排梗共6-20条，优选为6-12条，宽度40mm-600mm，优选为50mm-350mm。

请参阅图5，其是本发明实施例提供的增氢反应单元的结构示意图。所述增氢反应单元2包括混合器21、增氢反应器22、汽包23、增氢加热器24和增氢热交换器25。所述增氢热交换器25连接于所述回转窑1的出料端，用于接收回转窑1中反应得到的混合气。所述增氢热交换器25连接于所述增氢热加热器24，所述增氢热加热器24连接于所述混合器21，所述混合器21连接于所述增氢反应器22，所述汽包23连接于所述混合器21，所述增氢反应器22的出料端连接于所述增氢热交换器25。所述增氢反应器22中设置有CO变换催化剂。所述增氢反应器22内设置至少一组列管。所述CO变换催化剂装填于列管与增氢反应器22壳体之间的管间空腔。所述列管中设置循环水。

混合气经增压后，经增氢热交换器25后，进入增氢加热器24，加热至适当温度，输送入混合器21中。来自汽包23的蒸汽调至合适压力，送至混合器21中。混合器与蒸汽按比例混合后，送入增氢反应器22中。混合气与水蒸气在CO变换催化剂的作用下，生成氢气。增氢反应器22中进行的反应为放热反应，反应热由列管中的循环水吸收，吸收热量后，循环水移至汽包，用于产生水蒸气。从增氢反应器22中排出的增氢的燃气的温度约250℃，进入增氢热交换器25的管间空腔，除氧水进入管束，二者进行换热，除氧水被加热送至汽包23，增氢的燃气温度降低至约140℃排出，送往下道工序。

请参阅图6，其是本发明实施例提供的甲烷化反应单元的结构示意图。所述甲烷化反应单元包括甲烷化反应器31、甲烷化加热器32、甲烷化热交换器33和冷却器34。所述甲烷化热交换器33连接于所述增氢热交换器25，用于接收增氢反应单元2中反应得到的增氢的燃气。所述甲烷化热交换器33连接于所述甲烷化加热器32和冷却器34,所述甲烷化加热器32连接于所述甲烷化反应器31，用于对增氢的燃气加热，加热后输送至甲烷化反应器31中，所述汽包连接于所述甲烷化反应器31。所述甲烷化反应器31中设置有甲烷化催化剂。所述甲烷化反应器31内部设置至少一组列管。所述甲烷化催化剂装填于列管与甲烷化反应器31壳体之间的管间空腔。

增氢的燃气经甲烷化热交换器33后，进入甲烷化加热器32，加热至适当温度，输送至甲烷化反应器31中。增氢的燃气在甲烷化催化剂的作用下，生成甲烷。甲烷化反应器中进行的反应为放热反应，反应热由列管中的循环水吸收，吸收热量后，循环水移至汽包，用于产生蒸汽。经甲烷化反应器31排出的气体的温度较高，通过甲烷化热交换器33，加热来自增氢的燃气，天然气得到降温，再经过冷却器34冷却脱水，得到CH₄含量≥95％、热值≥7500kcal/m³的天然气。

在本发明一优选实施方式中，所述光催化生产烷烃的装置还包括除尘净化单元4，所述除尘净化单元4的进料端连接于回转窑1的出料端，所述除尘净化单元4的出料端连接于增氢反应单元2的进料端。

所述除尘净化单元4包括依次连接的沉灰室41、高温旋风除尘器42、换热器43、风阀44、除尘脱硫器45、冷却器46和引风机47。经回转窑1出料端排出的物料途径沉灰室41，由于沉灰室截面积大，物料流速慢，灰尘的约70％沉淀收集；沉灰室41后的高温旋风除尘器42，其中多管并列，物料在多列管中快速旋转，粉尘离心甩到管壁由于重力落下收集；混合气物料通过换热器43，显热被换热器管束中的水或气体带走，混合气降温至170℃之下；温度降低后的混合气经过风阀44送往下道工序，风阀的开度可调节回转窑1的炉膛11压力，通过调节风阀44开度，使炉膛11出现正压。

所述除尘脱硫器45可采用管束除尘器，混合气进入管束除尘器后，向管束除尘器中喷入氢氧化钙和/或氢氧化钠水溶液，硫化氢和二氧化硫生成硫酸盐固体，混合气温度进一步降至约70℃，混合气中的水蒸气变成液态水被分离，粉尘和固体盐等得到收集。此时混合气中湿气降低至约248.7g水/m³。为了进一步降低混合气中湿气，将混合气接入循环水的冷却器46，混合气进口70℃，出口40℃，循环水进口32℃，出口37℃，使混合气中水液化分离。在冷却器46出口接入内置滤芯的泡沫分离器，分离除去硫泡沫。

为进一步降低湿气，可将混合气经过冷冻干燥器48进行冷冻除湿，通过气液分离器49进行气液分离，进一步除湿。经过上述除尘、脱硫和脱水处理后，混合气经引风机47送入增氢反应单元2的混合器21中。所述引风机47的出口管道上设置有接口，可连接气体成分分析仪，用于分析送入混合器21中的气体成分。

所述沉灰室41和高温旋风除尘器42底部设置有出渣口，可设置自动出渣系统，用于排出收集粉尘。

本实施例还提供了一种光催化生产烷烃的方法，包括如下步骤：

(1)将可燃物通过螺旋输送至回转窑1的热解段12，于500-700℃对可燃物干燥热解得到气体烃CmHn；当热解段12的温度低于450℃时，开启第一加热片123，通过第一加热片123对热解段12加热；当热解段12的温度高于600℃时，关闭第一加热片123。

(2)气体烃CmHn流入明火段13，通过输氧总管18，向明火段13输送气化剂，纯度为60-99.6％的氧气，燃气输送管将天然气或液化石油气送入明火段13，先点燃其形成火苗，再由火苗引燃气体烃CmHn，明火燃烧，产生可见光和高温，气体烃CmHn经明火段的高温，在800-1050℃裂解得到C和H₂；当明火段13的温度低于900℃时，开启第二加热片133，通过第二加热片133对明火段13加热；当明火段13的温度高于980℃时，关闭第二加热片133；

高温经过材质为耐热钢的第二光催化内筒131，转换为红外线，红外线发射光子；C原子接受可见光和红外线的光子能量，C原子的2个2s电子中的1个电子在光催化作用下，接受光子能量处于激发态而跃迁入2pz空轨道，2s电子中剩余的1个电子与p亚层上的3个电子(2px1，2py1，2pz1)杂化，产生4个等量的新的杂化sp3轨道，流至还原段14。

(3)步骤(2)得到的物料进入还原段14，不给氧气，于650-900℃、500-1500Pa的正压下，在光催化的作用下，形成了能级相等的4个sp3轨道的C原子在还原性气氛和正压下与4个H合成正四面体CH₄，并且CO₂在此条件下与炽热的C反应生成CO；所述光催化是在高温经过材质为耐热钢的第三光催化内筒141，转换为红外线，红外线发射光子；当还原段14的温度低于700℃时，开启第三加热片143，通过第三加热片143对还原段14加热；当还原段14的温度高于800℃时，关闭第三加热片143。

(4)步骤(3)得到的混合气进入沉灰室41,除去约70％的灰尘沉淀；然后进入高温旋风除尘器42，未被除去的粉尘被甩至管壁由于重力作用落下除去；混合气物料通过换热器43，显热被换热器管束中的水或气体带走，混合气降温至170℃之下；温度降低后的混合气经过风阀44送至除尘脱硫器45，向除尘脱硫器45中喷入氢氧化钙和/或氢氧化钠水溶液，硫化氢和二氧化硫生成硫酸盐固体，混合气温度进一步降至约70℃，混合气中的水蒸气变成液态水被分离，粉尘和固体盐等得到收集；此时混合气中湿气降低至约248.7g水/m³；为了进一步降低混合气中湿气，将混合气接入循环水的冷却器46，混合气进口70℃，出口40℃，循环水进口32℃，出口37℃，使混合气中水液化分离；冷却器46出口接入内置滤芯的泡沫分离器，分离除去硫泡沫；为进一步降低湿气，可将混合气经过冷冻干燥器48进行冷冻除湿，通过气液分离器49进行气液分离。经过上述除尘、脱硫和脱水处理后，混合气经引风机47送入增氢反应单元2的混合器21中；通过所述引风机47的出口管道上的接口分析送入混合器21中的气体成分，经除尘净化单元4进入增氢反应单元2的气体中，含CH₄的体积分数＞45％。

其中，风阀的开度可调节回转窑1的炉膛11压力，通过调节风阀44开度，使炉膛11出现正压。

(5)经步骤(4)处理后的混合气加热至210±5℃，加压至2±0.02MPa，送入混合器21中，汽包中的水蒸气的压力调节至2±0.02MPa，送入混合器21中；混合气与水蒸气混合后，混合气中含有大量水蒸气，水蒸气与混合气按照比例混合，以使得增氢后的燃气中，H₂与CO的比例为3﹕1；

混合器21中的气体送入增氢反应器22中，在CO变换催化剂(B303Q型CO耐硫变换催化剂，湖北省化学研究院)的作用下，CO与H₂O反应得到H₂，得到增氢的燃气，CO变换催化剂的催化剂床层的温度不高于250℃；这一反应为放热反应，其反应热由列管中的除氧水吸收，用于产生水蒸气，进一步提高能量利用效率，减少能量损失。除氧水在列管内的温度约223℃，列管内压力为2.55MPa，在此压力下饱和蒸汽温度为225℃，低于此温度的水为液态，因此列管内的水90％为液态，能有效将能量移走。除氧水进入汽包用于产生水蒸气，汽包内压力调整为2.1MPa，此压力下饱和蒸汽温度为215℃，调控汽包内温度＞215℃，则汽包内除氧水液面不断生产饱和蒸汽，经汽包上部除沫器过滤，液滴落下，蒸汽排出，送入混合器中。汽包内除氧水下部低于215℃，水为液态，从汽包下部出口排出部分，进入增氢反应器22的列管中以此循环，变换反应热被移至汽包；

增氢反应器22排出的增氢的燃气温度约为250℃，送入增氢热交换器25中，增氢的燃气温度降至约140℃排出，送至下道工序。

(6)步骤(5)中得到的增氢的燃气经甲烷化加热器32加热至＞240℃，送入甲烷化反应器31中，经甲烷化催化剂(EJ-2型甲烷化催化剂，湖北省化学研究院)，在240-600℃，反应得到CH₄；为了系统温度的可控性，CH₄合成的量不超过10％，如可控制为9％；

经所述甲烷化反应器31排出的气体温度较高，送入甲烷化热交换器33，加热来自增氢的燃气，天然气得到降温，再经过冷却器34冷却脱水，得到CH₄含量≥95％、热值≥7500kcal/m³的天然气；

其中，所述甲烷化反应器31的列管中排出的除氧水进入汽包生产蒸汽。

所述除尘净化单元4送入增氢反应单元2的含CH₄和CO的混合气中，CH₄的体积分数＞45％时，能够保证最终得到的天然气中甲烷的体积分数≥95％。具体的，当混合气中CH₄＞45％时，还有≤50％的气体需合成CH₄，根据反应式，1个CO₂分子与4个H₂O分子，共5个分子合成1个CH₄分子和2个H₂O分子，即≤50％的气体将合成≤10％的CH₄(不论什么分子，气态时的体积一样大)。若混合气中CH₄≤45％时，在步骤(d)中甲烷化还需合成CH₄＞10％，对于CO与H₂合成甲烷1％，甲烷化反应器内温度升高70℃，对于CO₂与H₂合成甲烷1％，温度升高60℃。一次合成甲烷超过10％，瞬间温度升高600-700℃，而甲烷化催化剂的耐高温极限是600℃，无法控制甲烷化反应器的温度，催化剂将烧毁。如若不满足＞45％这一前提，CO₂、CO与H₂合成CH₄必然一次＞10％，会造成催化剂毁坏，或者仅能通过Ⅲ级合成CH₄(甲烷化投资将要超过百亿元，否则天然气单位成本无市场竞争力)。因而，在所述步骤(b)中得到的含CH₄和CO的混合气中，CH₄的体积分数＞45％作为前提，才能使制备得到的天然气中甲烷的体积分数≥95％。

具体通过控制在还原段的反应压力为正压500-1500Pa，还原段的反应温度为650-900℃，在光催化的作用下，能够保证送入增氢反应单元2的混合气中CH₄的体积分数＞45％。优选，还原段的反应温度为700-850℃。

在本实施例中，所述可燃物包括固体生物质和/或煤。所述固体生物质包括生活垃圾、秸秆枝丫柴、有机污泥等固废中的任一种或多种，也可以包括药渣菌渣、医疗废物等危废中的任一种或多种。

最后应说明的是：以上各实施例仅用以说明本发明的技术方案，而非对其限制；尽管参照前述各实施例对本发明进行了详细的说明，本领域的普通技术人员应当理解：其依然可以对前述各实施例所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分或者全部技术特征进行等同替换；而这些修改或者替换，并不使相应技术方案的本质脱离本发明各实施例技术方案的范围。

Claims (10)

1.一种光催化生产烷烃的方法，其特征在于，包括如下步骤：

(a)可燃物于500-700℃干燥热解得到气体烃，气体烃与气化剂混合明火燃烧生成CO₂，并于800-1050℃裂解气体烃得到C和H₂；

(b)于650-900℃下，CO₂与C反应得到CO，C在光催化的作用下与H₂作用生成CH₄；

(c)向步骤(b)中得到的含CH₄和CO的混合气中注入水蒸气，CO与H₂O反应得到H₂，得到增氢的燃气；

(d)增氢的燃气经甲烷化催化剂，于240-600℃反应得到天然气。

2.根据权利要求1所述的光催化生产烷烃的方法，其特征在于，所述步骤(b)中得到的含CH₄和CO的混合气中，CH₄的体积分数＞45％；

优选的，所述步骤(b)中，反应压力为500-1500Pa；

优选的，所述步骤(b)中，于700-850℃下进行光催化生成CH₄。

3.根据权利要求1所述的光催化生产烷烃的方法，其特征在于，所述步骤(a)中，于900-980℃裂解得到C和H₂；

优选的，所述步骤(a)中，气化剂包括氧气；

更优选的，所述氧气的纯度为60-99.6％；

优选的，所述气化剂的用量占理论空气量的体积的10-38％；

优选的，所述可燃物包括固体生物质和/或煤；

更优选的，所述固体生物质包括生活垃圾、秸秆、有机污泥、药渣菌渣和医疗废物中的任一种或多种；

更优选的，当可燃物为生活垃圾时，气化剂的用量占理论空气量的体积的20±2％；当可燃物为秸秆时，气化剂的用量占理论空气量的体积的10-12％；当可燃物为煤时，气化剂的用量占理论空气量的体积的26-38％。

4.根据权利要求1所述的光催化生产烷烃的方法，其特征在于，所述步骤(c)中，将步骤(b)中得到的含CH₄和CO的混合气加热至210±5℃，加压至2±0.02MPa；水蒸气压力调节至2±0.02MPa；

优选的，将混合气与水蒸气混合，使得到的增氢的燃气中，H₂与CO的比例为(3-3.2)﹕1；

优选的，所述步骤(c)中，CO与H₂O在CO变换催化剂的作用下，反应得到H₂。

5.根据权利要求1所述的光催化生产烷烃的方法，其特征在于，所述步骤(b)，于650-900℃下，CO₂与C反应得到CO，C在光催化的作用下与H₂作用生成CH₄后，经除尘、脱硫和脱水后，进行步骤(c)；

优选的，所述除尘包括高温除尘和湿法除尘；

优选的，脱硫和脱水的方法包括：向混合气喷入氢氧化钙和/或氢氧化钠水溶液。

6.一种光催化生产烷烃的装置，其特征在于，包括回转窑、增氢反应单元、甲烷化反应单元；

所述回转窑的筒体内部由进料端至出料端依次设置有热解段、明火段和还原段，所述明火段和还原段设置有光催化内筒，所述回转窑内设置有送氧单元，所述送氧单元的供氧端伸至明火段；

所述增氢反应单元包括混合器、汽包、增氢反应器，所述汽包连接于混合器，所述混合器连接于增氢反应器；所述混合气的进料端连接于所述回转窑的出料端；

所述增氢反应器的出料端连接于所述甲烷化反应单元的进料端。

7.根据权利要求6所述的光催化生产烷烃的装置，其特征在于，所述光催化内筒的材质为耐热钢；

优选的，所述热解段、明火段和还原段分别设置有加热单元；

优选的，所述加热单元为电加热单元；

更优选的，所述电加热单元包括电加热转盘和电加热片；

更优选的，所述电加热单元随回转窑筒体回转；

优选的，所述送氧单元包括输氧总管；

优选的，所述输氧总管包括输氧管、冷却水管和点火部件；

优选的，所述输氧总管的供氧端从所述回转窑的进料端穿过热解段伸至明火段；

优选的，所述点火部件包括点火棒、燃气输送管、检测器；所述点火部件设置于输氧总管中，延伸至明火段；

优选的，所述装置还包括CO₂输送管，其由回转窑的出料端伸入至所述明火段与还原段的衔接处。

8.根据权利要求6所述的光催化生产烷烃的装置，其特征在于，所述增氢反应器中设置有CO变换催化剂；

优选的，所述增氢反应器内设置至少一组列管；

更优选的，所述CO变换催化剂装填于列管与增氢反应器壳体之间的管间空腔；

更优选的，所述列管连接于汽包。

9.根据权利要求6所述的光催化生产烷烃的装置，其特征在于，所述甲烷化反应单元包括甲烷化反应器、加热器和汽包；

优选的，所述甲烷化反应器中设置有甲烷化催化剂；

优选的，所述甲烷化反应器内部设置至少一组列管，所述甲烷化催化剂装填于列管与甲烷化反应器壳体之间的管间空腔；

优选的，所述甲烷化反应器的列管内的水把反应热带到汽包内生产蒸汽；

优选的，所述甲烷化反应器的甲烷气出料端连接有热交换器；

更优选的，所述热交换器的甲烷气出料端连接有冷却器。

10.根据权利要求6所述的光催化生产烷烃的装置，其特征在于，所述光催化生产烷烃的装置还包括除尘净化单元，所述除尘净化单元的进料端连接于回转窑的出料端，所述除尘净化单元的出料端连接于增氢反应单元的进料端；

优选的，所述除尘净化单元包括依次连接的沉灰室、高温旋风除尘器、换热器、风阀、除尘脱硫器、冷却器、冷冻机和引风机；

优选的，所述回转窑的进料端设置有螺旋输送机，所述螺旋输送机延伸至热解段；

优选的，所述回转窑筒体的内壁设置有耐火层和扬料单元。