CN109401788B - 催化气化耦合热解的组合流化床反应装置及反应方法 - Google Patents

催化气化耦合热解的组合流化床反应装置及反应方法 Download PDF

Info

Publication number
CN109401788B
CN109401788B CN201710704520.4A CN201710704520A CN109401788B CN 109401788 B CN109401788 B CN 109401788B CN 201710704520 A CN201710704520 A CN 201710704520A CN 109401788 B CN109401788 B CN 109401788B
Authority
CN
China
Prior art keywords
reactor
reaction
carbon
pyrolysis
catalyst
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.)
Active
Application number
CN201710704520.4A
Other languages
English (en)
Other versions
CN109401788A (zh
Inventor
徐俊
钟思青
霍威
屠功毅
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
China Petroleum and Chemical Corp
Sinopec Shanghai Research Institute of Petrochemical Technology
Original Assignee
China Petroleum and Chemical Corp
Sinopec Shanghai Research Institute of Petrochemical Technology
Priority date (The priority date 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 date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by China Petroleum and Chemical Corp, Sinopec Shanghai Research Institute of Petrochemical Technology filed Critical China Petroleum and Chemical Corp
Priority to CN201710704520.4A priority Critical patent/CN109401788B/zh
Publication of CN109401788A publication Critical patent/CN109401788A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN109401788B publication Critical patent/CN109401788B/zh
Active legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Images

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10J—PRODUCTION OF PRODUCER GAS, WATER-GAS, SYNTHESIS GAS FROM SOLID CARBONACEOUS MATERIAL, OR MIXTURES CONTAINING THESE GASES; CARBURETTING AIR OR OTHER GASES
    • C10J3/00—Production of combustible gases containing carbon monoxide from solid carbonaceous fuels
    • C10J3/46—Gasification of granular or pulverulent flues in suspension
    • C10J3/48—Apparatus; Plants
    • C10J3/485—Entrained flow gasifiers
    • C10J3/487—Swirling or cyclonic gasifiers
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10J—PRODUCTION OF PRODUCER GAS, WATER-GAS, SYNTHESIS GAS FROM SOLID CARBONACEOUS MATERIAL, OR MIXTURES CONTAINING THESE GASES; CARBURETTING AIR OR OTHER GASES
    • C10J3/00—Production of combustible gases containing carbon monoxide from solid carbonaceous fuels
    • C10J3/46—Gasification of granular or pulverulent flues in suspension
    • C10J3/54—Gasification of granular or pulverulent fuels by the Winkler technique, i.e. by fluidisation
    • C10J3/56—Apparatus; Plants
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10J—PRODUCTION OF PRODUCER GAS, WATER-GAS, SYNTHESIS GAS FROM SOLID CARBONACEOUS MATERIAL, OR MIXTURES CONTAINING THESE GASES; CARBURETTING AIR OR OTHER GASES
    • C10J3/00—Production of combustible gases containing carbon monoxide from solid carbonaceous fuels
    • C10J3/72—Other features
    • C10J3/721—Multistage gasification, e.g. plural parallel or serial gasification stages
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10J—PRODUCTION OF PRODUCER GAS, WATER-GAS, SYNTHESIS GAS FROM SOLID CARBONACEOUS MATERIAL, OR MIXTURES CONTAINING THESE GASES; CARBURETTING AIR OR OTHER GASES
    • C10J3/00—Production of combustible gases containing carbon monoxide from solid carbonaceous fuels
    • C10J3/72—Other features
    • C10J3/82—Gas withdrawal means
    • C10J3/84—Gas withdrawal means with means for removing dust or tar from the gas
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10J—PRODUCTION OF PRODUCER GAS, WATER-GAS, SYNTHESIS GAS FROM SOLID CARBONACEOUS MATERIAL, OR MIXTURES CONTAINING THESE GASES; CARBURETTING AIR OR OTHER GASES
    • C10J2300/00—Details of gasification processes
    • C10J2300/09—Details of the feed, e.g. feeding of spent catalyst, inert gas or halogens
    • C10J2300/0983—Additives
    • C10J2300/0986—Catalysts
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10J—PRODUCTION OF PRODUCER GAS, WATER-GAS, SYNTHESIS GAS FROM SOLID CARBONACEOUS MATERIAL, OR MIXTURES CONTAINING THESE GASES; CARBURETTING AIR OR OTHER GASES
    • C10J2300/00—Details of gasification processes
    • C10J2300/16—Integration of gasification processes with another plant or parts within the plant
    • C10J2300/164—Integration of gasification processes with another plant or parts within the plant with conversion of synthesis gas
    • C10J2300/1656—Conversion of synthesis gas to chemicals
    • C10J2300/1662—Conversion of synthesis gas to chemicals to methane (SNG)
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10J—PRODUCTION OF PRODUCER GAS, WATER-GAS, SYNTHESIS GAS FROM SOLID CARBONACEOUS MATERIAL, OR MIXTURES CONTAINING THESE GASES; CARBURETTING AIR OR OTHER GASES
    • C10J2300/00—Details of gasification processes
    • C10J2300/18—Details of the gasification process, e.g. loops, autothermal operation
    • C10J2300/1807—Recycle loops, e.g. gas, solids, heating medium, water
    • 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
    • Y02P20/50—Improvements relating to the production of bulk chemicals
    • Y02P20/52—Improvements relating to the production of bulk chemicals using catalysts, e.g. selective catalysts

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Combustion & Propulsion (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Devices And Processes Conducted In The Presence Of Fluids And Solid Particles (AREA)
  • Industrial Gases (AREA)

Abstract

本发明涉及一种催化气化耦合热解的组合流化床反应装置及反应方法，主要解决现有技术中存在的碳转化率和气化强度低、甲烷产率偏低以及粉煤利用率较低的问题。本发明通过一种催化气化耦合热解的组合流化床反应装置及反应方法，负载催化剂的含碳原料在流化床热解炉中进行热解，焦油气经过分离后收集，热解后负载催化剂的半焦颗粒与气化剂和氧化剂在细反应器中进行部分燃烧和气化反应，随后产生的合成气以及未完成反应的含碳颗粒在粗反应器中进行进一步气化反应，分离后的含碳颗粒与部分催化剂在沉降器带着热量继续返回热解炉中的技术方案，较好的解决了上述技术问题，可应用于煤催化气化富产甲烷的工业生产中。

Description

催化气化耦合热解的组合流化床反应装置及反应方法
技术领域
本发明涉及一种催化气化耦合热解的组合流化床反应装置及反应方法。
背景技术
我国是一个煤炭大国，拥有丰富的煤炭资源，随着我国经济的快速发展，煤炭的生产量和消费量节节攀升，2014年我国的煤炭产量达到38.7亿吨，接近世界产量的二分之一。我国已经成为全球最大的煤炭生产国和煤炭消费国。煤炭的直接燃烧利用中释放大量的污染物，导致我国许多地区雾霾频发，严重影响着环境问题。煤气化技术是实现煤洁净、高效、综合利用的关键技术，是煤炭转化的重要途径，也是合成化学品、联合循环发电以及煤制代用天然气的关键技术之一。目前，多种煤气化技术已成功实现工业化应用，均采用非催化气化技术，以高温高压为代价提高碳转化率，这就带来了煤气冷却强度大、气体净化困难、能耗高、对设备要求苛刻等问题。然而，煤的催化气化过程不仅提高了气化反应速率，同时也显著降低了气化反应温度，使煤的温和气化过程得以实现。同时也可以进行许多合成过程，在催化剂的作用下，可在煤气化的同时合成甲烷、甲醇、氨等化工原料，缩短了工艺流程。其中通过煤催化气化的方法直接制取富含甲烷的合成气，是煤催化气化的一个重要研究方向。
专利US4318712公开了一种煤一步法制甲烷的工艺，将催化剂与煤粉预混后通入反应器中，气化剂采用过热蒸汽，同时也作为热源维持反应器内的反应温度。过热蒸汽的温度为850℃，气化反应温度控制在700℃左右。煤在催化剂的作用下与过热蒸汽进行气化反应，同时通入CO和H2为主的循环合成气，强化炉内的甲烷化反应，直接得到富甲烷合成气。
专利CN201010279560.7公布了一种多层流化床催化气化制甲烷工艺，将气化炉分为合成气产生段、煤甲烷化段和合成气甲烷化段。使燃烧、气化、甲烷化反应和热解反应分段进行，控制各段的反应程度和温度分布，从而提高甲烷产率。然而气化炉上方的热解段中，细小的粉煤未经反应就从气化炉跑出，使得飞灰的碳含量较高，并且未反应完全的煤焦返混至气化炉底部渣口，直接从气化炉排出，导致反应过程中的碳转化率较低。气化炉内煤焦颗粒停留时间为2～3h时，碳转化率基本维持在60～90％的范围内。
综上所述，煤催化气化技术由于需考虑甲烷化反应，其反应温度较低，导致反应速率和碳转化率降低，合成气中含碳飞灰的跑漏和气化炉底部粗渣的直接排放，在较大程度上也影响着碳转化率的提升，从能量的利用率而言，焦油的直接燃烧气化，造成能量与经济的较大浪费，而碳转化率较低时，残炭的热值并未完全利用。因而有必要开发一种能够提高碳转化率并提高气化强度、甲烷产率以及粉煤利用率高的煤催化气化方法。
发明内容
本发明主要解决的技术问题之一是现有技术中存在的碳转化率和气化强度低、甲烷产率偏低以及粉煤利用率不高的问题，提供一种新的催化气化组合流化床反应装置及反应方法。该方法中流化床反应器具有碳转化率高、气化强度高、甲烷产率高以及气化炉运行稳定的特点，保证反应的高效与稳定。
本发明所要解决的技术问题之二是提供一种与解决技术问题之一相对应的反应方法。
为解决上述技术问题之一，本发明采用的技术方案如下：一种催化气化耦合热解的组合流化床反应装置，主要设备包括：细反应器3、粗反应器4以及沉降器6，其中细反应器3上端扩径后与粗反应器4底部相连通，粗反应器4通过分离设备7与沉降器6相连通，沉降器6的底部通过第二返料机构10与热解炉11相连通，热解炉11与细反应器3通过第一返料机构8相连通。
上述技术方案中，所述细反应器3的高度为粗反应器4高度的2-8倍，所述细反应器3的直径为粗反应器4直径的1.5-6倍。所述分离设备7由2组及2组以上的旋风分离器组合而成；所述分离设备7可位于沉降器6内也可以外置。所述快速反应器5为下行流化床反应器、旋流反应器、管式反应器或流化床反应器。所述热解炉11炉内流动型式为旋流反应器、下行床或鼓泡流化床。
更优选的技术方案，所述细反应器3的高度为粗反应器4高度的3.5-7倍，所述粗反应器4的直径为细反应器3直径的3.5-5倍。
为解决上述问题之二，本发明采用的技术方案如下：一种催化气化耦合热解的组合流化床反应方法，采用上述催化气化耦合热解的组合流化床反应装置，包括如下几个步骤：
a、负载催化剂的含碳原料E由进料管线13进入热解炉11中迅速热解，热解后的热解气与半焦H在热解炉11内进行分离后，热解气中的煤气、焦油与热解水K进入气体净化与分离系统9中，与来自快速反应器5的煤气一起进行净化与分离；
b、热解后的半焦H流经第一返料机构8，与来自气体管线2中的气化剂A同时进入细反应器3中进行混合与气化反应，反应后的大颗粒渣经过自然沉降掉落在渣池1中，并经过催化剂回收设备12分离出灰渣G与渣池回收催化剂F；
c、细反应器3中反应后的含碳颗粒经过气体提升进入粗反应器4中进一步气化反应；反应后的气体与固体物质进入分离设备7中，经过分离后，气体与部分细灰以及含碳颗粒由旋风排出后进入快速反应器5中进行快速气化反应，然后再经过气体净化与分离系统9提取产品气、细灰C以及细灰回收的催化剂D；
d、由分离设备7分离下来的含碳颗粒与渣作为热载体在沉降器6中沉降，经过第二返料机构10进入热解炉11中，为来自进料管线13的负载催化剂的含碳原料E热解提供热量。
上述技术方案中，所述含碳原料包括煤、石油焦、生物质及其混合物，所述气化剂包括氧气、空气、液态水、水蒸气、二氧化碳或氢气及其混合物。所述催化剂选自碱金属、碱土金属、过渡金属中的至少一种；所述催化剂以浸渍法、干混法或离子交换法方式负载在含碳原料上；所述催化剂的负载量占原煤质量的0.1～20％。所述细反应器3的反应条件为：反应压力0-6.5MPa、反应温度800-1500℃、气相线速度2.0-15.0m/s，细反应器3内的流态为快速流态化；粗反应器4的反应条件为：反应压力0-6.5MPa、反应温度600-1000 ℃、气相线速度0.1-1.0m/s，粗反应器4内的流态为湍动流态化或鼓泡流态化；热解炉11 内的操作温度比粗反应器内的温度低100-300℃。所述细反应器3内的水碳比的范围为 0.5-4mol/mol，所述粗反应器4内的水碳比的范围为2-20mol/mol。
本发明中细反应器3中进入的是负载催化剂的含碳原料与气化剂，该反应器中以燃烧反应、气化反应为主，以及部分变换反应、甲烷化反应。第一反应器中由于线速较高，气固比比较高，水碳比也偏高，温度控制在900-1500℃范围内，有利于燃烧与气化反应。含碳原料与返回的含碳颗粒在催化剂的作用下，由于反应器内气固两相流动状态为快速流态化的状态，气体的含量非常高，气固接触效率也很高，因而导致燃烧反应速率与气化反应速率更快，提高了碳转化率和残炭的利用率。燃烧反应产生的热量用来提供气化反应区中热量的消耗和热损，并为气化反应提供了必要的热量与气化剂。
本发明中粗反应器4中主要进行变换反应与甲烷化反应，以及部分气化反应。由细反应器3中流入的气体组分中CO、H2、CO2、H2O和CH4同时存在，同时在粗反应器4底部通入循环合成气(循环合成气是由气体净化与分离系统9分离，经CO2吸收装置，除去 CO2气体后的合成气)，提高了粗反应器4内CO与H2的含量，稀释了CO2的含量，促进了变换反应的平衡向右移动，提高了H2/CO的比例，且粗反应器4内气相线速较低，气固流态为鼓泡或湍动流动，气固比较细反应器3内要低很多，且温度控制在600-1000℃范围内，促进了甲烷化反应平衡的移动，提高了出口CH4产率。
本发明中快速反应器5针对由分离设备7分离出来的部分较细颗粒的含碳物进行进一步气化反应，这部分未反应掉的残炭由夹带在细粉颗粒物中的催化剂的催化作用下与具有气化剂功能的气体组分在快速反应器5中迅速进行气化反应，由于该反应器内的气体组分浓度高，细粉残炭颗粒物的粒径较小，颗粒浓度低，因此能够很快实现残炭的气化反应，从而进一步提高碳转化率与残炭的利用率。
本发明中热解炉11选择反应器为鼓泡流化床或湍动流化床，床内气相线速控制在0.1-1m/s，炉内的热源来自于由气化反应后的高温固体热载体(含碳颗粒与灰渣)从沉降器中带来的，温度控制在比气化反应器粗反应器4内的温度低100-300℃，在催化剂的作用下进行中高温的含碳原料的热解，可以非常容易取得想得到的焦油产物与煤气产物。这部分焦油在现有技术中，由于技术的限制，一般被直接在气化反应器中直接烧掉；如果在没有催化剂的作用下，热载体颗粒由气化炉返回的颗粒热量无法达到高温热解的效果，同样损失较大量的焦油。而在褐煤为原料的气化反应中，褐煤的焦油含量非常高，如果这部分焦油不提取出来而直接烧掉，对经济的影响非常大，因此本发明通过对褐煤在催化剂的作用下先高温热解，提取出绝大部分的焦油作为产物。本发明在催化剂的作用下，强化了含碳原料在中高温的条件下迅速产出焦油与煤气同时生成半焦H的热解条件。鼓泡流化床热解炉11中的流化风主要来自于气化反应中的由CO2吸收装置吸收而来的CO2产物，省却了额外需要制取CO2的经费。而优选鼓泡流化床或湍动流化床作为热解装置，热传递效率比传统的移动床技术要高很多，且不易堵塞结块。
本发明中热解炉11优选为一种新型的旋流反应器15。所述旋流反应器15的工作流程为：负载催化剂的含碳原料E与气化反应后的高温固体热载体M经旋流反应器入口6进入旋流反应器筒体17中迅速热解，同时热解后的热解气与半焦H在旋流反应器筒体17 与分离锥段19中完成气固快速分离，分离后的热解气中的煤气、焦油与热解水K经升气管18离开旋流反应器15，半焦H由旋流反应器筒体17的下方离开旋流反应器15。所述旋流反应器15由旋流反应器入口16、旋流反应器筒体17、升气管18与分离锥段19组成。所述升气管18的下方置于旋流反应器筒体17内；升气管18的上方位于旋流反应器筒体17的上方。所述旋流反应器筒体17与分离锥段19相连通；所述分离锥段19位于旋流反应器筒体17的下方。所述旋流反应器入口16与水平面的夹角在0-15°；所述旋流反应器入口16的横截面为圆形或矩形；旋流反应器入口16的管道为旋流反应器筒体17的切线，旋流反应器入口16与旋流反应器筒体17的接触面顶部位置至旋流反应器筒体17顶部的距离为筒体高度的0-0.5倍，旋流反应器入口16设置1-4个，优选2个。所述旋流反应器入口16处气相速度为15-30m/s。所述升气管18的直径是旋流反应器筒体17直径的0.2-0.5 倍，旋流反应器筒体17横截面面积是旋流反应器入口16面积的3-8倍。炉内的热源来自于由气化反应后的高温固体热载体M(含碳颗粒与灰渣)从沉降器中带来的，温度控制在比气化反应器粗反应器4内的温度低100-300℃，在催化剂的作用下进行中高温的含碳原料的热解，可以非常容易取得想得到的焦油产物与煤气产物。这部分焦油在现有技术中，由于技术的限制，一般被直接在气化反应器中直接烧掉；如果在没有催化剂的作用下，热载体颗粒由气化炉返回的颗粒热量无法达到高温热解的效果，同样损失较大量的焦油。而在褐煤为原料的气化反应中，褐煤的焦油含量非常高，如果这部分焦油不提取出来而直接烧掉，对经济的影响非常大，因此本发明通过对褐煤在催化剂的作用下先高温热解，提取出绝大部分的焦油作为产物。本发明在催化剂的作用下，强化了含碳原料在中高温的条件下迅速产出焦油与煤气同时生成半焦H的热解条件。该新型旋流反应器15带有固定角度的入口，能够有效减小由入口处直接短路进入升气管18，提高旋流分离的效率，同时没有返混，反应顺序进行，接触时间短，有利于形成半焦进行下一步气化反应。
本发明中的主要反应器与循环系统装置为成熟的循环流化床系统，内部温度控制较容易，气固接触效率高，传质传热强。返料机构为非机械返料设备，可以是L阀、J阀、U 阀中的一种或多个综合使用，不容易泄漏堵塞。整体结构简单，设备成熟，不容易出现磨损与泄漏。本发明的反应装置系统中原本为废气的CO2产物得到了充分利用，热解的能量也是由气化反应中传递过来，由于催化剂的加入，使得整个系统的温度都在一个较低的水平，因此本发明在经济性与安全性方面都比现有技术有所提高。
采用本发明的技术方案，比现有技术反应器中气化出口碳转化率提高至99％，出口合成气中甲烷含量提高至24％，且增产焦油7％，具有碳转化率高、甲烷产率高、增产焦油以及粉煤利用率高的特点，保证反应的高效与稳定，取得了较好的技术效果。
附图说明
图1为本发明所述方法的流程示意图：
图2为本发明所述旋流反应器15的示意图。
图3为本发明所述旋流反应器15的结构示意图。
图1中，1为渣池；2为气体进口管线；3为细反应器；4为粗反应器；5为快速反应器；6为沉降器；7为分离设备；8为第一返料机构；9为气体净化与分离系统；10为第二返料机构；11为热解炉；12为催化剂回收设备；13为进料管线；14为循环合成气分布器。 A为气化剂，包括氧气、空气、液态水、水蒸气、二氧化碳或氢气及其混合物；B为循环合成气；C为细灰；D为细灰回收催化剂；E为负载催化剂的含碳原料；F为渣池回收催化剂；G为灰渣。
负载催化剂的含碳原料E由进料管线13进入热解炉11中迅速热解，热解后的热解气与半焦H在热解炉11内进行分离后，热解气中的煤气、焦油与热解水K进入气体净化与分离系统9中，与来自快速反应器5的煤气一起进行净化与分离；热解后的半焦H流经第一返料机构8，与来自气体管线2中的气化剂A同时进入细反应器3中进行混合与气化反应，反应后的大颗粒渣经过自然沉降掉落在渣池1中，并经过催化剂回收设备12分离出灰渣G与渣池回收催化剂F；细反应器3中反应后的含碳颗粒经过气体提升进入粗反应器 4中进一步气化反应；反应后的气体与固体物质进入分离设备7中，经过分离后，气体与部分细灰以及含碳颗粒由旋风排出后进入快速反应器5中进行快速气化反应，然后再经过气体净化与分离系统9提取产品气、细灰C以及细灰回收的催化剂D；由分离设备7分离下来的含碳颗粒与渣作为热载体在沉降器6中沉降，经过第二返料机构10进入热解炉11 中，为来自进料管线13的负载催化剂的含碳原料E热解提供热量。
图2中，15为旋流反应器，示意图中旋流反应器为3个入口。
图3中，16为旋流反应器的入口；17为旋流反应器筒体；18为升气管；19为分离锥段。E为负载催化剂的含碳原料；H为半焦；K为煤气、焦油与热解水；M为气化反应后的高温固体热载体；
下面通过实施例对本发明作进一步的阐述，但不仅限于本实施例。
具体实施方式
【实施例1】
反应流程如下：催化剂与含碳原料由进料管线进入热解炉中进行热解，焦油气经过分离后收集，热解后负载催化剂的半焦颗粒与气化剂和氧化剂同时以较高的线速与较低的颗粒浓度在细反应器中进行部分燃烧和气化反应，反应后的大颗粒渣经过自然沉降掉落在渣池中，并经过催化剂回收设备分离出渣与渣池回收催化剂。细反应器中反应后的含碳颗粒经过气体提升进入粗反应器中进一步气化反应。反应后的气体与固体(细灰、含碳颗粒物与渣等)进入分离设备中，经过分离后，气体与部分细灰以及含碳颗粒由旋风排出后进入快速反应器中进行快速气化反应，然后再经过气体净化与分离系统提取产品气、细灰以及部分回收的催化剂；另外一方面，由分离设备分离下来的含碳颗粒与渣在沉降器中沉降，并与来自于催化剂与含碳原料进料管线的新鲜催化剂、含碳原料、细灰回收催化剂、渣池回收催化剂混合，作为热载体经过返料机构返回热解炉给热解带来热量。
实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为1mol/mol，反应温度为 800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1500mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为600℃。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。出口CH4浓度20.7％，焦油含量6.7％，出口碳转化率达到 98％。
【实施例2】
反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为300mm，高度为 1500mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为600℃。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。出口CH4浓度21.2％，焦油含量6.5％，出口碳转化率达到98.4％。
【实施例3】
反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为150mm，高度为1500mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为600℃。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。出口CH4浓度20.9％，焦油含量6.5％，出口碳转化率达到98.2％。
【实施例4】
反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为375 mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为600℃。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。出口CH4浓度20.1％，焦油含量6.6％，出口碳转化率达到97.4％。
【实施例5】
反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1000 mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为600℃。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。出口CH4浓度20.1％，焦油含量6.6％，出口碳转化率达到98％。
【实施例6】
反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为15m/s，水碳比为1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为 1500mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为600℃。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。出口CH4浓度23.3％，焦油含量6.3％，出口碳转化率达到97.8％。
【实施例7】
反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为7m/s，水碳比为1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1500 mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为600℃。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。出口CH4浓度22.4％，焦油含量6.6％，出口碳转化率达到98.6％。
【实施例8】
反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力0.1MPa；粗反应器直径为75mm，高度为 1500mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为600℃。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。出口CH4浓度18.7％，焦油含量6.7％，出口碳转化率达到96.2％。
【实施例9】
反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力6.5MPa；粗反应器直径为75mm，高度为 1500mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为600℃。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。出口CH4浓度22.1％，焦油含量6.5％，出口碳转化率达到98.8％。
【实施例10】
反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为1mol/mol，反应温度为1500℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为 1500mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为600℃。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。出口CH4浓度28.7％，焦油含量6.3％，出口碳转化率达到99.1％。
【实施例11】
反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1500 mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为4.5。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为600℃。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。出口CH4浓度27.5％，焦油含量6.8％，出口碳转化率达到95.3％。
【实施例12】
反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1500 mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为2。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为600℃。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。出口CH4浓度24％，焦油含量 6.6％，出口碳转化率达到96.6％。
【实施例13】
反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1500 mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为700℃。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。出口CH4浓度21％，焦油含量 6.3％，出口碳转化率达到98.3％。
【实施例14】
反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1500 mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为500℃。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。出口CH4浓度20.2％，焦油含量6.6％，出口碳转化率达到97.8％。
【实施例15】
反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1500 mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的10％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为600℃。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。出口CH4浓度19.8％，焦油含量6.6％，出口碳转化率达到98.7％。
【实施例16】
反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1500 mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的45％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为600℃。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。出口CH4浓度24.1％，焦油含量6.7％，出口碳转化率达到95.5％。
【实施例17】
反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为250mm，高度为 1500mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为600℃。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。出口CH4浓度21.6％，焦油含量6.8％，出口碳转化率达到98.7％。
【实施例18】
反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为175mm，高度为 1500mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为600℃。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。出口CH4浓度21.7％，焦油含量6.8％，出口碳转化率达到98.5％。
【实施例19】
反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为860 mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为600℃。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。出口CH4浓度22.1％，焦油含量6.8％，出口碳转化率达到98.3％。
【实施例20】
反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为430 mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为600℃。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。出口CH4浓度23.4％，焦油含量7.1％，出口碳转化率达到99.2％。
【实施例21】
反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1500 mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。热解炉选择旋流反应器，旋流反应器入口与水平面的夹角为5°，横截面为矩形，旋流反应器入口与旋流反应器筒体的接触面顶部位置至旋流反应器筒体顶部的距离为筒体高度的0 倍，旋流反应器入口设置1个。旋流反应器入口气相速度为15m/s。升气管的直径是旋流反应器筒体直径的0.3倍，旋流反应器筒体横截面面积是旋流反应器入口16面积的3倍，反应温度为600℃。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。出口CH4浓度23.7％，焦油含量7.3％，出口碳转化率达到98.5％。
【实施例22】
反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1500 mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。热解炉选择旋流反应器，旋流反应器入口与水平面的夹角为15°，横截面为矩形，旋流反应器入口与旋流反应器筒体的接触面顶部位置至旋流反应器筒体顶部的距离为筒体高度的0 倍，旋流反应器入口设置1个。旋流反应器入口气相速度为15m/s。升气管的直径是旋流反应器筒体直径的0.3倍，旋流反应器筒体横截面面积是旋流反应器入口16面积的3倍，反应温度为600℃。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。出口CH4浓度22.8％，焦油含量7％，出口碳转化率达到98.8％。
【实施例23】
反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1500 mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。热解炉选择旋流反应器，旋流反应器入口与水平面的夹角为0°，横截面为矩形，旋流反应器入口与旋流反应器筒体的接触面顶部位置至旋流反应器筒体顶部的距离为筒体高度的0 倍，旋流反应器入口设置1个。旋流反应器入口气相速度为15m/s。升气管的直径是旋流反应器筒体直径的0.3倍，旋流反应器筒体横截面面积是旋流反应器入口16面积的3倍，反应温度为600℃。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。出口CH4浓度23.2％，焦油含量7.1％，出口碳转化率达到98.7％。
【实施例24】
反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1500 mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。热解炉选择旋流反应器，旋流反应器入口与水平面的夹角为5°，横截面为矩形，旋流反应器入口与旋流反应器筒体的接触面顶部位置至旋流反应器筒体顶部的距离为筒体高度的 0.5倍，旋流反应器入口设置1个。旋流反应器入口气相速度为15m/s。升气管的直径是旋流反应器筒体直径的0.3倍，旋流反应器筒体横截面面积是旋流反应器入口16面积的3 倍，反应温度为600℃，。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。出口CH4浓度32.1％，焦油含量7.1％，出口碳转化率达到98.2％。
【实施例25】
反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1500 mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。热解炉选择旋流反应器，旋流反应器入口与水平面的夹角为5°，横截面为矩形，旋流反应器入口与旋流反应器筒体的接触面顶部位置至旋流反应器筒体顶部的距离为筒体高度的 0.2倍，旋流反应器入口设置1个。旋流反应器入口气相速度为15m/s。升气管的直径是旋流反应器筒体直径的0.3倍，旋流反应器筒体横截面面积是旋流反应器入口16面积的3 倍，反应温度为600℃，。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。出口CH4浓度23.6％，焦油含量7.2％，出口碳转化率达到98.6％。
【实施例26】
反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1500 mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。热解炉选择旋流反应器，旋流反应器入口与水平面的夹角为5°，横截面为矩形，旋流反应器入口与旋流反应器筒体的接触面顶部位置至旋流反应器筒体顶部的距离为筒体高度的0 倍，旋流反应器入口设置2个。旋流反应器入口气相速度为15m/s。升气管的直径是旋流反应器筒体直径的0.3倍，旋流反应器筒体横截面面积是旋流反应器入口16面积的3倍，反应温度为600℃，。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。出口CH4浓度24.2％，焦油含量7.6％，出口碳转化率达到99.2％。
【实施例27】
反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1500 mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。热解炉选择旋流反应器，旋流反应器入口与水平面的夹角为5°，横截面为矩形，旋流反应器入口与旋流反应器筒体的接触面顶部位置至旋流反应器筒体顶部的距离为筒体高度的0 倍，旋流反应器入口设置4个。旋流反应器入口气相速度为15m/s。升气管的直径是旋流反应器筒体直径的0.3倍，旋流反应器筒体横截面面积是旋流反应器入口16面积的3倍，反应温度为600℃，。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。出口CH4浓度22.8％，焦油含量7.3％，出口碳转化率达到98.9％。
【实施例28】
反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1500 mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。热解炉选择旋流反应器，旋流反应器入口与水平面的夹角为5°，横截面为矩形，旋流反应器入口与旋流反应器筒体的接触面顶部位置至旋流反应器筒体顶部的距离为筒体高度的0 倍，旋流反应器入口设置1个。旋流反应器入口气相速度为30m/s。升气管的直径是旋流反应器筒体直径的0.3倍，旋流反应器筒体横截面面积是旋流反应器入口16面积的3倍，反应温度为600℃，。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。出口CH4浓度23.8％，焦油含量7.4％，出口碳转化率达到98.7％。
【实施例29】
反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1500 mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。热解炉选择旋流反应器，旋流反应器入口与水平面的夹角为5°，横截面为矩形，旋流反应器入口与旋流反应器筒体的接触面顶部位置至旋流反应器筒体顶部的距离为筒体高度的0 倍，旋流反应器入口设置1个。旋流反应器入口气相速度为20m/s。升气管的直径是旋流反应器筒体直径的0.3倍，旋流反应器筒体横截面面积是旋流反应器入口16面积的3倍，反应温度为600℃，。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。出口CH4浓度23.6％，焦油含量7.3％，出口碳转化率达到98.8％。
【实施例30】
反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1500 mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。热解炉选择旋流反应器，旋流反应器入口与水平面的夹角为5°，横截面为矩形，旋流反应器入口与旋流反应器筒体的接触面顶部位置至旋流反应器筒体顶部的距离为筒体高度的0 倍，旋流反应器入口设置1个。旋流反应器入口气相速度为15m/s。升气管的直径是旋流反应器筒体直径的0.2倍，旋流反应器筒体横截面面积是旋流反应器入口16面积的3倍，反应温度为600℃，。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。出口CH4浓度23.5％，焦油含量6.9％，出口碳转化率达到97.6％。
【实施例31】
反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1500 mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。热解炉选择旋流反应器，旋流反应器入口与水平面的夹角为5°，横截面为矩形，旋流反应器入口与旋流反应器筒体的接触面顶部位置至旋流反应器筒体顶部的距离为筒体高度的0 倍，旋流反应器入口设置1个。旋流反应器入口气相速度为15m/s。升气管的直径是旋流反应器筒体直径的0.5倍，旋流反应器筒体横截面面积是旋流反应器入口16面积的3倍，反应温度为600℃，。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。出口CH4浓度22.7％，焦油含量6.7％，出口碳转化率达到96.8％。
【实施例32】
反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1500 mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。热解炉选择旋流反应器，旋流反应器入口与水平面的夹角为5°，横截面为矩形，旋流反应器入口与旋流反应器筒体的接触面顶部位置至旋流反应器筒体顶部的距离为筒体高度的0 倍，旋流反应器入口设置1个。旋流反应器入口气相速度为15m/s。升气管的直径是旋流反应器筒体直径的0.3倍，旋流反应器筒体横截面面积是旋流反应器入口16面积的8倍，反应温度为600℃，。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。出口CH4浓度23.7％，焦油含量7.3％，出口碳转化率达到98.8％。
【实施例33】
反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1500 mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。热解炉选择旋流反应器，旋流反应器入口与水平面的夹角为5°，横截面为矩形，旋流反应器入口与旋流反应器筒体的接触面顶部位置至旋流反应器筒体顶部的距离为筒体高度的0 倍，旋流反应器入口设置1个。旋流反应器入口气相速度为15m/s。升气管的直径是旋流反应器筒体直径的0.3倍，旋流反应器筒体横截面面积是旋流反应器入口16面积的5倍，反应温度为600℃，。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。出口CH4浓度23.8％，焦油含量7.3％，出口碳转化率达到98.8％。
【比较例1】
采用现有技术中多层流化床催化气化制富甲烷气体的工艺中的气化反应装置，选用内蒙褐煤，粒径小于1mm，催化剂为15％的碳酸钾，操作压力2.5MPa，操作温度700℃，气相线速度1.2m/s。实验得到的出口气体组分中CO+H2含量60.2％，甲烷含量7.9％，碳转化率55％。
【比较例2】
采用现有技术中鲁奇炉为煤制甲烷工艺中煤气化反应装置，选用内蒙褐煤，粒径小于 1mm，催化剂为15％的碳酸钾，操作压力2.5MPa，操作温度700℃，气相线速度1.2m/s。实验得到的出口气体组分中CO+H2含量64％，甲烷含量14.1％，碳转化率91.7％。
【比较例3】
反应流程如下：催化剂与含碳原料由进料管线进入沉降器中，由返料机构导入进入细反应器中，与来自气体管线中的水蒸气与氧气混合后在细反应器中进行气化反应，反应后的大颗粒渣经过自然沉降掉落在渣池中，并经过催化剂回收设备分离出渣与渣池回收催化剂。细反应器中反应后的含碳颗粒经过气体提升进入粗反应器中进一步气化反应。反应后的气体与固体细灰、含碳颗粒物与渣等进入分离设备中，经过分离后，气体与部分细灰以及含碳颗粒由旋风排出后进入快速反应器中进行快速气化反应，然后再经过气体净化与分离系统提取产品气、细灰以及部分回收的催化剂；另外一方面，由分离设备分离下来的含碳颗粒与渣在沉降器中沉降，并与来自于催化剂与含碳原料进料管线的新鲜催化剂、含碳原料、细灰回收催化剂、渣池回收催化剂混合，经过返料机构返回细反应器中继续气化反应。
实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为1mol/mol，反应温度为 800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1500mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。产品气为富含甲烷的合成气，出口合成气中CH4浓度24.1％，出口碳转化率达到96.6％。
表1
Figure BDA0001381149560000201
Figure BDA0001381149560000202
续表1
Figure BDA0001381149560000211
续表1
Figure BDA0001381149560000221
Figure BDA0001381149560000222
Figure BDA0001381149560000231

Claims (9)

1.一种催化气化耦合热解的组合流化床反应方法，包括如下几个步骤：
(a)、负载催化剂的含碳原料(E)由进料管线(13)进入热解炉(11)中迅速热解，热解后的热解气与半焦(H)在热解炉(11)内进行分离后，热解气中的煤气、焦油与热解水(K)进入气体净化与分离系统(9)中，与来自快速反应器(5)的煤气一起进行净化与分离；
(b)、热解后的半焦(H)流经第一返料机构(8)，与来自气体管线(2)中的气化剂(A)同时进入细反应器(3)中进行混合与气化反应，反应后的大颗粒渣经过自然沉降掉落在渣池(1)中，并经过催化剂回收设备(12)分离出灰渣(G)与渣池回收催化剂(F)；
(c)、细反应器(3)中反应后的含碳颗粒经过气体提升进入粗反应器(4)中进一步气化反应；反应后的气体与固体物质进入分离设备(7)中，经过分离后，气体与部分细灰以及含碳颗粒由旋风排出后进入快速反应器(5)中进行快速气化反应，然后再经过气体净化与分离系统(9)提取产品气、细灰(C)以及细灰回收的催化剂(D)；
(d)、由分离设备(7)分离下来的含碳颗粒与渣作为热载体在沉降器(6)中沉降，经过第二返料机构(10)进入热解炉(11)中，为来自进料管线(13)的负载催化剂的含碳原料(E)热解提供热量。
2.根据权利要求1所述的催化气化耦合热解的组合流化床反应方法，其特征在于所述含碳原料选自煤、石油焦、生物质及其混合物，所述气化剂选自氧气、空气、液态水、水蒸气、二氧化碳或氢气及其混合物。
3.根据权利要求1所述的催化气化耦合热解的组合流化床反应方法，其特征在于所述催化剂选自碱金属、碱土金属、过渡金属中的至少一种；所述催化剂以浸渍法、干混法或离子交换法方式负载在含碳原料上；所述催化剂的负载量占原煤质量的0.1～20％。
4.根据权利要求1所述的催化气化耦合热解的组合流化床反应方法，其特征在于所述细反应器(3)的反应条件为：反应压力0-6.5MPa、反应温度800-1500℃、气相线速度2.0-15.0m/s，细反应器(3)内的流态为快速流态化；粗反应器(4)的反应条件为：反应压力0-6.5MPa、反应温度600-1000℃、气相线速度0.1-1.0m/s，粗反应器(4)内的流态为湍动流态化或鼓泡流态化；热解炉(11)内的操作温度比粗反应器内的温度低100-300℃。
5.根据权利要求1所述的催化气化耦合热解的组合流化床反应方法，其特征在于所述细反应器(3)内的水碳比的范围为0.5-4mol/mol，所述粗反应器(4)内的水碳比的范围为2-20mol/mol。
6.一种催化气化耦合热解的组合流化床反应装置，采用权利要求1-5中任一项所述的催化气化耦合热解的组合流化床反应方法，主要设备包括：细反应器(3)、粗反应器(4)以及沉降器(6)，其中细反应器(3)上端扩径后与粗反应器(4)底部相连通，粗反应器(4)通过分离设备(7)与沉降器(6)相连通，沉降器(6)的底部通过第二返料机构(10)与热解炉(11)相连通，热解炉(11)与细反应器(3)通过第一返料机构(8)相连通；
所述反应装置包括快速反应器(5)，所述快速反应器(5)为旋流反应器、管式反应器或流化床反应器。
7.根据权利要求6所述催化气化耦合热解的组合流化床反应装置，其特征在于所述细反应器(3)的高度为粗反应器(4)高度的2-8倍，所述细反应器(3)的直径为粗反应器(4)直径的1.5-6倍。
8.根据权利要求6所述催化气化耦合热解的组合流化床反应装置，其特征在于所述分离设备(7)由2组以上的旋风分离器组合而成；所述分离设备(7)位于沉降器(6)内部或者外部。
9.根据权利要求6所述催化气化耦合热解的组合流化床反应装置，其特征在于所述热解炉(11)炉内流动型式为旋流反应器、下行床或鼓泡流化床。
CN201710704520.4A 2017-08-17 2017-08-17 催化气化耦合热解的组合流化床反应装置及反应方法 Active CN109401788B (zh)

Priority Applications (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201710704520.4A CN109401788B (zh) 2017-08-17 2017-08-17 催化气化耦合热解的组合流化床反应装置及反应方法

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201710704520.4A CN109401788B (zh) 2017-08-17 2017-08-17 催化气化耦合热解的组合流化床反应装置及反应方法

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN109401788A CN109401788A (zh) 2019-03-01
CN109401788B true CN109401788B (zh) 2020-07-03

Family

ID=65454755

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN201710704520.4A Active CN109401788B (zh) 2017-08-17 2017-08-17 催化气化耦合热解的组合流化床反应装置及反应方法

Country Status (1)

Country Link
CN (1) CN109401788B (zh)

Families Citing this family (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN110819392B (zh) * 2019-11-21 2021-08-31 中国科学院工程热物理研究所 气化炉及部分气化方法

Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN1377938A (zh) * 2001-03-30 2002-11-06 中国科学院化工冶金研究所 循环流态化碳氢固体燃料的四联产工艺及装置
CN201678646U (zh) * 2010-04-28 2010-12-22 中国石油化工股份有限公司 一种用于含炭质材料气化的气化炉
CN102212399A (zh) * 2010-04-07 2011-10-12 中国科学院工程热物理研究所 热解气化联合方法及装置
EP2650347A1 (de) * 2012-01-31 2013-10-16 extech GmbH Kombi-Mischgasanlage mit Gasreinigung und Gasreinigungseinrichtung
CN106590761A (zh) * 2015-10-19 2017-04-26 中国石油化工股份有限公司 煤催化气化制富甲烷合成气的流化床反应装置及反应方法

Patent Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN1377938A (zh) * 2001-03-30 2002-11-06 中国科学院化工冶金研究所 循环流态化碳氢固体燃料的四联产工艺及装置
CN102212399A (zh) * 2010-04-07 2011-10-12 中国科学院工程热物理研究所 热解气化联合方法及装置
CN201678646U (zh) * 2010-04-28 2010-12-22 中国石油化工股份有限公司 一种用于含炭质材料气化的气化炉
EP2650347A1 (de) * 2012-01-31 2013-10-16 extech GmbH Kombi-Mischgasanlage mit Gasreinigung und Gasreinigungseinrichtung
CN106590761A (zh) * 2015-10-19 2017-04-26 中国石油化工股份有限公司 煤催化气化制富甲烷合成气的流化床反应装置及反应方法

Also Published As

Publication number Publication date
CN109401788A (zh) 2019-03-01

Similar Documents

Publication Publication Date Title
WO2011029284A1 (zh) 由煤催化气化制甲烷的方法及其装置
CN106590753B (zh) 用于煤制取富甲烷合成气的气化装置及其方法
CN106590761B (zh) 煤催化气化制富甲烷合成气的流化床反应装置及反应方法
US10023817B2 (en) Integrated drying and gasification process for simultaneously producing synthetic gas and high rank coal
CN109609198B (zh) 生物质循环流化床分级热解气化与高温除焦油除尘一体化工艺
CN110951508A (zh) 一种基于氧化钙的煤化学链催化气化制甲烷装置和工艺
WO2012068930A1 (zh) 一种煤或生物质中低温热解提质系统和利用该系统生产提质煤、高热值热解气和焦油或液化合成油的方法
CN107474859B (zh) 一种煤热解气化工艺耦合装置及其方法
CN112795405A (zh) 煤气循环煤热解耦合化学链气化联产油气的系统
CN109401794B (zh) 分级转化组合流化床反应装置及反应方法
CN109401788B (zh) 催化气化耦合热解的组合流化床反应装置及反应方法
CN102234545A (zh) 一种含炭质材料气化制合成气的方法
CN106336907B (zh) 一种旋风热解高通量循环气化装置和工艺
CN109797012B (zh) 高温流化床反应装置及其含碳物料气化的方法
CN109401795B (zh) 耦合流化床分级转化反应装置及反应方法
CN109401793B (zh) 粉煤气化下行床反应装置及反应方法
CN109401792B (zh) 催化气化组合流化床反应装置及反应方法
CN109401796B (zh) 高效分级转化组合流化床反应装置及反应方法
CN111621340B (zh) 煤炭高效催化气化系统及方法
CN112662436B (zh) 一种无烟煤低甲烷气化工艺及气化炉
CN109652146B (zh) 下行床-湍动鼓泡床热解-气化一体化方法及装置
CN112239680B (zh) 差速流化床反应装置及反应方法
CN111054274B (zh) 粉煤流化气化与分离装置及方法
CN109880653B (zh) 一种熔渣余热驱动的富氢合成气制备方法及系统
CN111057585B (zh) 煤流化气化的方法

Legal Events

Date Code Title Description
PB01 Publication
PB01 Publication
SE01 Entry into force of request for substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
GR01 Patent grant
GR01 Patent grant