CN109401793B - 粉煤气化下行床反应装置及反应方法 - Google Patents

粉煤气化下行床反应装置及反应方法 Download PDF

Info

Publication number
CN109401793B
CN109401793B CN201710705140.2A CN201710705140A CN109401793B CN 109401793 B CN109401793 B CN 109401793B CN 201710705140 A CN201710705140 A CN 201710705140A CN 109401793 B CN109401793 B CN 109401793B
Authority
CN
China
Prior art keywords
carbon
reaction
particle
slag
separated
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
CN201710705140.2A
Other languages
English (en)
Other versions
CN109401793A (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 CN201710705140.2A priority Critical patent/CN109401793B/zh
Publication of CN109401793A publication Critical patent/CN109401793A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN109401793B publication Critical patent/CN109401793B/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
    • C10J3/58—Production of combustible gases containing carbon monoxide from solid carbonaceous fuels combined with pre-distillation of the fuel
    • C10J3/60—Processes
    • 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
    • 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
    • C10J3/723—Controlling or regulating the gasification process
    • 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
    • C10J2300/16—Integration of gasification processes with another plant or parts within the plant
    • C10J2300/1603—Integration of gasification processes with another plant or parts within the plant with gas treatment
    • 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
    • C10J2300/1625—Integration of gasification processes with another plant or parts within the plant with solids treatment

Abstract

本发明涉及一种粉煤气化下行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、排渣难以及粉煤利用率低的问题。本发明通过一种粉煤气化下行床反应装置及反应方法，负载催化剂的含碳原料在热解炉中进行热解，热解后的焦油气经过分离后收集，负载催化剂的半焦颗粒与气化剂在下行床气化炉内进行气化反应，反应后的含碳颗粒与部分催化剂经过分离并提升带着热量继续返回热解炉中，气化炉内的灰渣先通过颗粒旋流分离装置与分级排渣装置两级分离后，再根据声发射监测反馈后从装置中排出的技术方案，较好的解决了上述技术问题，可应用于粉煤气化的工业生产中。

Description

粉煤气化下行床反应装置及反应方法
技术领域
本发明涉及一种粉煤气化下行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。
煤气化是煤炭高效、清洁利用的核心技术，是发展煤基化学品生产、煤基液体燃料、合成天然气(SNG)、IGCC 发电、制氢、工业燃气及多联产系统等过程工业的基础。我国是世界上最大的煤气化技术应用市场。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。
在煤气化技术的反应器方面，当前较为广泛的属于气流床气化技术。但是这种技术须使用低灰熔点(＜1350℃)和低灰含量(＜10～15％)的优质煤炭，而解决高灰熔点煤的方法通常是加入10～30％的助熔剂，使得进料的灰份更高，影响其操作性和经济性。同时，气流床熔渣气化技术过高的操作温度使气流床的投资、维修和操作成本提高。美国电力研究院(EPRI) 的研究报告指出，现有工业气流床气化炉不适合高灰、高灰熔点煤的气化，世界需要工业化的流化床气化技术。流化床技术无论燃烧或气化均具有适应高灰熔点、高灰煤种的本性，循环流化床锅炉已成功燃烧煤矸石即为明证。
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。
专利CN101942344A公开了一种多段分级转化流化床煤气化的方法及装置是由备煤、供气、气化、排渣、及细粉输送所组成，多段分级转化流化床气化装置是由熔聚灰分离单元，多段分级流化床热解气化反应器，半焦细粉循环输送单元组成,具有气化炉体积利用率高、处理量大、总碳利用率高的特性，适合煤分级转化集成系统，且可单独使用生产适合于大规模煤基甲烷合成及煤化工用煤气。该技术的分级气化并没有完全地利用由热解出来的焦油气，在煤质分级利用方面没有更高效地利用附加值较高的焦油气；另外一方面，该技术在排渣技术采用的融聚灰选择性分离后再干式排渣，这种技术较前人的技术有了质的突破，稳定性较高，但是由于在反应器内造渣的过程无法控制结渣的位置与大小，同时排渣过程中，由于结构的制约，无法完全地分离半焦与灰渣，因此会造成排渣效率不高，渣内碳含量不低，总体碳转化率不高。
如何实现气化原料本地化，开发出适合不同煤种特性、下游产品的气化炉对我国的煤化工发展至关重要。现有气化技术的提级，实现煤炭的分级转化，将不同技术集成优化也是煤气化技术发展的一个重要趋势。同时也需要开发出适合除煤炭以外含碳固体物质的气化技术，包括生物质、液化残渣、石油残渣及含碳固体废弃物等。
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，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、排渣难以及粉煤利用率低的问题，提供一种新的粉煤气化下行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、排渣可控、稳定且高效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：主要设备包括：下行床反应器7、热解炉5以及分级排渣装置4，其中下行床反应器7与热解炉9通过下行床气固分配器6相连通，分级排渣装置4通过颗粒旋流分离装置9与下行床反应器7相连通。
上述技术方案中，所述分级排渣装置4由上下两段不同筒径的排渣装置组成，所述上段排渣装置直径是下段排渣装置直径的2~10倍，所述分级排渣装置4内设有分级挡板，所述分级挡板的型式为多孔挡板、斜挡板、格栅挡板或环核挡板。所述分级排渣装置4边壁与声发射导波杆14相连接，声发射信号首先传播给声发射检测系统2中的导波杆14。所述声发射检测系统2由导波杆14、探头15、放大器16、声信号采集处理仪17与计算机18组成。所述颗粒旋流分离装置9包括颗粒旋流分离装置的筒体24,颗粒旋流分离装置的入口25；颗粒旋流分离装置的升气管26；其中所述颗粒旋流分离装置的入口25处气相速度为10-18 m/s，颗粒旋流分离装置的筒体24的横截面面积是入口面积的2-6倍。所述颗粒旋流分离装置的筒体24内设有升气管26，升气管26的直径是颗粒旋流分离装置的筒体24直径的0.3-0.6倍，升气管26在颗粒旋流分离装置的筒体24内的插入深度为颗粒旋流分离装置的入口25高的0.8~1.05倍。
上述技术方案中，优选的段排渣装置直径是下段排渣装置直径的7~10倍。
为解决上述问题之二，本发明采用的技术方案如下：一种粉煤气化下行床反应方法，采用粉煤气化下行床反应装置，包括如下几个步骤：
a、负载催化剂的含碳原料C进入热解炉5中迅速热解，热解后的煤焦油进入后续设备进行净化与分离，半焦流经下行床气固分配器6，与气化剂D同时进入下行床反应器7进行混合与气化反应；
b、下行床反应器7内反应后的大颗粒灰渣与部分未完全反应的含碳颗粒经过阀门控制，通过颗粒旋流分离装置9的初步分离，偏小的含碳颗粒大多数从升气管26处直接回收至下行床反应器7中继续参与反应，未被分离的含碳颗粒与大颗粒灰渣进入分级排渣装置4中，经过颗粒分级后，通过声发射检测系统2监测出内部的颗粒流动状态，再有序控制底部闭锁料斗1排出大颗粒渣，而分离出来的含碳颗粒则通过分级排渣装置4的上部流入下行床反应器7的上端继续参与反应；
c、反应生成的粗煤气F经旋风分离器8分离后净化收集，分离后的含碳颗粒与灰渣作为热载体进入热解炉5中，为负载催化剂的含碳原料C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%。所述下行床反应器7的反应条件为：反应压力0~6.5MPa、反应温度800~1300℃、气相线速度0.3~10m/s；所述热解炉5内的操作温度比下行床反应器7内的温度低100-300℃；所述分级排渣装置4内下段筒体内气相线速度为0.8~3m/s，上段筒体内气相线速度为0.1~0.3m/s。
本发明中下行床反应器7中，属于接近平推流的流动模式，颗粒分布均匀，气固接触良好，有利于反应的进行，同时停留时间也较长，能够深化气化强度，提高了碳转化率和残炭的利用率。在下行床反应器7下半段通入循环合成气E，循环合成气E是由本系统产出的气体，经过净化与分离系统后，经CO2吸收装置，除去CO2气体后的合成气，提高了下行床反应器7下半段内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，促进了甲烷化反应平衡的移动，提高了出口CH4产率。
本发明中热解炉7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下行床反应器7中带来的，温度控制在比气化反应器内的温度低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的热解条件。鼓泡流化床热解炉9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。
本发明中所述分级排渣装置4的作用是可控、有序、高效地排出反应器内的灰渣。现由排渣技术中，由于在反应器内造渣的过程无法控制结渣的位置与大小，同时排渣过程中，由于结构的制约，无法完全地分离半焦与灰渣，因此会造成排渣效率不高，渣内碳含量不低，从而使得总体碳转化率不高。本发明的分级排渣装置4是利用含碳颗粒与灰渣通过其本身的流化特性的不同，通过上下两段或者多段不同直径的流化床轴向串联，再加上挡板的强化离析分级。
本发明采用的声发射检测系统2由导波杆14、探头15、放大器16、声信号采集处理仪17与计算机18组成，声发射检测系统2是用来监测分级排渣装置4内颗粒的流动状态，分级排渣装置4流化床内部的声发射信号通过导波杆14传播至探头15中，信号经过放大器16信号放大后，由声信号采集处理仪17采集下来后，再由计算机18储存。由于声波信号能够直接反应流化床内部的流化状态以及内部颗粒与器壁之间的碰撞状态，而灰渣与含碳颗粒与器壁的碰撞所反馈的信号明显在信号的频率与能量方面存在着差异，因此可以根据小波分析，通过小波包尺度内的能量分率作为特征值来判断分级排渣装置4内的颗粒分级是否完成，待完成后再打开闭锁料斗1的阀门，顺利排出含碳量很低的灰渣。
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，相比现有技术，能够有序排渣，排渣效率高，同时具有颗粒循环速率高、碳转化率高、甲烷产率高、增产焦油、排渣效率高以及粉煤利用率高的特点，排出灰渣内碳含量降低了3%，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为本发明所述声发射检测系统流程示意图；
图3为本发明所述颗粒旋流分离装置的结构示意图。
图1中，1为闭锁料斗；2为声发射检测系统；3为挡板；4为分级排渣装置；5为热解炉；6为下行床气固分配器；7为下行床反应器；8为旋风分离器；9为颗粒旋流分离装置。A为灰渣；B为分级排渣装置的流化风；C为负载催化剂的含碳原料；D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；E为循环合成气；F为粗煤气。
负载催化剂的含碳原料C进入热解炉5中迅速热解，热解后的煤焦油进入后续设备进行净化与分离，半焦流经下行床气固分配器6，与气化剂D同时进入下行床反应器7进行混合与气化反应；下行床反应器7内反应后的大颗粒灰渣与部分未完全反应的含碳颗粒经过阀门控制，通过颗粒旋流分离装置9的初步分离，偏小的含碳颗粒大多数从升气管26处直接回收至下行床反应器7中继续参与反应，未被分离的含碳颗粒与大颗粒灰渣进入分级排渣装置4中，经过颗粒分级后，通过声发射检测系统2监测出内部的颗粒流动状态，再有序控制底部闭锁料斗1排出大颗粒渣，而分离出来的含碳颗粒则通过分级排渣装置4的上部流入下行床反应器7的上端继续参与反应；反应生成的粗煤气F经旋风分离器8分离后净化收集，分离后的含碳颗粒与灰渣作为热载体进入热解炉5中，为负载催化剂的含碳原料C热解提供热量。
图2中， 2为声发射检测系统；4为分级排渣装置；14为导波杆；15为探头；16为放大器；17为声信号采集处理仪；18为计算机。
图3中，24为颗粒旋流分离装置的筒体；25为颗粒旋流分离装置的入口； 26为颗粒旋流分离装置的升气管。
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：负载催化剂的含碳原料进入热解炉中迅速热解，热解后的煤焦油进入后续设备进行净化与分离，半焦流经下行床气固分配器，与气化剂同时进入下行床反应器进行混合与气化反应；下行床反应器内反应后的大颗粒灰渣与部分未完全反应的含碳颗粒经过阀门控制，通过颗粒旋流分离装置的初步分离，偏小的含碳颗粒大多数从升气管处直接回收至下行床反应器中继续参与反应，未被分离的含碳颗粒与大颗粒灰渣进入分级排渣装置中，经过颗粒分级后，有序控制底部闭锁料斗排出大颗粒渣，而分离出来的含碳颗粒则通过分级排渣装置的上部流入下行床反应器的上端继续参与反应；反应生成的粗煤气经旋风分离器分离后净化收集，分离后的含碳颗粒与灰渣作为热载体进入热解炉中，为负载催化剂的含碳原料热解提供热量。
实验选用内蒙褐煤，将其破碎制6mm以下得到粉煤并与5%的碳酸钾催化剂混合。下行床反应器内反应温度为800℃，线速为0.3 m/s。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为600℃。分级排渣装置上段直径与下段直径之比为7，装置内设有格栅挡板。不设有声发射检测系统。颗粒旋流分离装置入口气相速度为18m/s，升气管直径与颗粒旋流分离装置的筒体直径比为0.3，升气管在颗粒旋流分离装置的筒体内的插入深度是入口高的0.8倍，颗粒旋流分离装置的筒体横截面积与入口面积之比为2。分级排渣装置底部排出灰渣内碳含量为1.2%，出口CH4浓度24.8%，出口碳转化率达到98.1%，焦油含量6.9%，详见表1。
【实施例2】
反应流程如下：负载催化剂的含碳原料进入热解炉中迅速热解，热解后的煤焦油进入后续设备进行净化与分离，半焦流经下行床气固分配器，与气化剂同时进入下行床反应器进行混合与气化反应；下行床反应器内反应后的大颗粒灰渣与部分未完全反应的含碳颗粒经过阀门控制，通过颗粒旋流分离装置的初步分离，偏小的含碳颗粒大多数从升气管处直接回收至下行床反应器中继续参与反应，未被分离的含碳颗粒与大颗粒灰渣进入分级排渣装置中，经过颗粒分级后，有序控制底部闭锁料斗排出大颗粒渣，而分离出来的含碳颗粒则通过分级排渣装置的上部流入下行床反应器的上端继续参与反应；反应生成的粗煤气经旋风分离器分离后净化收集，分离后的含碳颗粒与灰渣作为热载体进入热解炉中，为负载催化剂的含碳原料热解提供热量。
实验选用内蒙褐煤，将其破碎制6mm以下得到粉煤并与5%的碳酸钾催化剂混合。下行床反应器内反应温度为800℃，线速为0.3 m/s。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为600℃。分级排渣装置上段直径与下段直径之比为7，装置内设有格栅挡板。不设有声发射检测系统。颗粒旋流分离装置入口气相速度为15m/s，升气管直径与颗粒旋流分离装置的筒体直径比为0.3，升气管在颗粒旋流分离装置的筒体内的插入深度是入口高的0.8倍，颗粒旋流分离装置的筒体横截面积与入口面积之比为2。分级排渣装置底部排出灰渣内碳含量为1.55%，出口CH4浓度23.5%，出口碳转化率达到97.2%，焦油含量6.8%。
【实施例3】
反应流程如下：负载催化剂的含碳原料进入热解炉中迅速热解，热解后的煤焦油进入后续设备进行净化与分离，半焦流经下行床气固分配器，与气化剂同时进入下行床反应器进行混合与气化反应；下行床反应器内反应后的大颗粒灰渣与部分未完全反应的含碳颗粒经过阀门控制，通过颗粒旋流分离装置的初步分离，偏小的含碳颗粒大多数从升气管处直接回收至下行床反应器中继续参与反应，未被分离的含碳颗粒与大颗粒灰渣进入分级排渣装置中，经过颗粒分级后，有序控制底部闭锁料斗排出大颗粒渣，而分离出来的含碳颗粒则通过分级排渣装置的上部流入下行床反应器的上端继续参与反应；反应生成的粗煤气经旋风分离器分离后净化收集，分离后的含碳颗粒与灰渣作为热载体进入热解炉中，为负载催化剂的含碳原料热解提供热量。
实验选用内蒙褐煤，将其破碎制6mm以下得到粉煤并与5%的碳酸钾催化剂混合。下行床反应器内反应温度为800℃，线速为0.3 m/s。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为600℃。分级排渣装置上段直径与下段直径之比为7，装置内设有格栅挡板。不设有声发射检测系统。颗粒旋流分离装置入口气相速度为10m/s，升气管直径与颗粒旋流分离装置的筒体直径比为0.6，升气管在颗粒旋流分离装置的筒体内的插入深度是入口高的0.8倍，颗粒旋流分离装置的筒体横截面积与入口面积之比为2。分级排渣装置底部排出灰渣内碳含量为1.6%，出口CH4浓度23.8%，出口碳转化率达到97.2%，焦油含量6.7%。
【实施例4】
反应流程如下：负载催化剂的含碳原料进入热解炉中迅速热解，热解后的煤焦油进入后续设备进行净化与分离，半焦流经下行床气固分配器，与气化剂同时进入下行床反应器进行混合与气化反应；下行床反应器内反应后的大颗粒灰渣与部分未完全反应的含碳颗粒经过阀门控制，通过颗粒旋流分离装置的初步分离，偏小的含碳颗粒大多数从升气管处直接回收至下行床反应器中继续参与反应，未被分离的含碳颗粒与大颗粒灰渣进入分级排渣装置中，经过颗粒分级后，有序控制底部闭锁料斗排出大颗粒渣，而分离出来的含碳颗粒则通过分级排渣装置的上部流入下行床反应器的上端继续参与反应；反应生成的粗煤气经旋风分离器分离后净化收集，分离后的含碳颗粒与灰渣作为热载体进入热解炉中，为负载催化剂的含碳原料热解提供热量。
实验选用内蒙褐煤，将其破碎制6mm以下得到粉煤并与5%的碳酸钾催化剂混合。下行床反应器内反应温度为800℃，线速为0.3 m/s。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为600℃。分级排渣装置上段直径与下段直径之比为7，装置内设有格栅挡板。不设有声发射检测系统。颗粒旋流分离装置入口气相速度为10m/s，升气管直径与颗粒旋流分离装置的筒体直径比为0.45，升气管在颗粒旋流分离装置的筒体内的插入深度是入口高的0.8倍，颗粒旋流分离装置的筒体横截面积与入口面积之比为2。分级排渣装置底部排出灰渣内碳含量为1.64%，出口CH4浓度23.7%，出口碳转化率达到97.2%，焦油含量6.7%。
【实施例5】
反应流程如下：负载催化剂的含碳原料进入热解炉中迅速热解，热解后的煤焦油进入后续设备进行净化与分离，半焦流经下行床气固分配器，与气化剂同时进入下行床反应器进行混合与气化反应；下行床反应器内反应后的大颗粒灰渣与部分未完全反应的含碳颗粒经过阀门控制，通过颗粒旋流分离装置的初步分离，偏小的含碳颗粒大多数从升气管处直接回收至下行床反应器中继续参与反应，未被分离的含碳颗粒与大颗粒灰渣进入分级排渣装置中，经过颗粒分级后，有序控制底部闭锁料斗排出大颗粒渣，而分离出来的含碳颗粒则通过分级排渣装置的上部流入下行床反应器的上端继续参与反应；反应生成的粗煤气经旋风分离器分离后净化收集，分离后的含碳颗粒与灰渣作为热载体进入热解炉中，为负载催化剂的含碳原料热解提供热量。
实验选用内蒙褐煤，将其破碎制6mm以下得到粉煤并与5%的碳酸钾催化剂混合。下行床反应器内反应温度为800℃，线速为0.3 m/s。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为600℃。分级排渣装置上段直径与下段直径之比为7，装置内设有格栅挡板。不设有声发射检测系统。颗粒旋流分离装置入口气相速度为10m/s，升气管直径与颗粒旋流分离装置的筒体直径比为0.3，升气管在颗粒旋流分离装置的筒体内的插入深度是入口高的1.05倍，颗粒旋流分离装置的筒体横截面积与入口面积之比为2。分级排渣装置底部排出灰渣内碳含量为1.35%，出口CH4浓度24.1%，出口碳转化率达到97.7%，焦油含量6.8%。
【实施例6】
反应流程如下：负载催化剂的含碳原料进入热解炉中迅速热解，热解后的煤焦油进入后续设备进行净化与分离，半焦流经下行床气固分配器，与气化剂同时进入下行床反应器进行混合与气化反应；下行床反应器内反应后的大颗粒灰渣与部分未完全反应的含碳颗粒经过阀门控制，通过颗粒旋流分离装置的初步分离，偏小的含碳颗粒大多数从升气管处直接回收至下行床反应器中继续参与反应，未被分离的含碳颗粒与大颗粒灰渣进入分级排渣装置中，经过颗粒分级后，有序控制底部闭锁料斗排出大颗粒渣，而分离出来的含碳颗粒则通过分级排渣装置的上部流入下行床反应器的上端继续参与反应；反应生成的粗煤气经旋风分离器分离后净化收集，分离后的含碳颗粒与灰渣作为热载体进入热解炉中，为负载催化剂的含碳原料热解提供热量。
实验选用内蒙褐煤，将其破碎制6mm以下得到粉煤并与5%的碳酸钾催化剂混合。下行床反应器内反应温度为800℃，线速为0.3 m/s。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为600℃。分级排渣装置上段直径与下段直径之比为7，装置内设有格栅挡板。不设有声发射检测系统。颗粒旋流分离装置入口气相速度为10m/s，升气管直径与颗粒旋流分离装置的筒体直径比为0.3，升气管在颗粒旋流分离装置的筒体内的插入深度是入口高的0.9倍，颗粒旋流分离装置的筒体横截面积与入口面积之比为2。分级排渣装置底部排出灰渣内碳含量为1.47%，出口CH4浓度23.6%，出口碳转化率达到97.3%，焦油含量6.7%。
【实施例7】
反应流程如下：负载催化剂的含碳原料进入热解炉中迅速热解，热解后的煤焦油进入后续设备进行净化与分离，半焦流经下行床气固分配器，与气化剂同时进入下行床反应器进行混合与气化反应；下行床反应器内反应后的大颗粒灰渣与部分未完全反应的含碳颗粒经过阀门控制，通过颗粒旋流分离装置的初步分离，偏小的含碳颗粒大多数从升气管处直接回收至下行床反应器中继续参与反应，未被分离的含碳颗粒与大颗粒灰渣进入分级排渣装置中，经过颗粒分级后，有序控制底部闭锁料斗排出大颗粒渣，而分离出来的含碳颗粒则通过分级排渣装置的上部流入下行床反应器的上端继续参与反应；反应生成的粗煤气经旋风分离器分离后净化收集，分离后的含碳颗粒与灰渣作为热载体进入热解炉中，为负载催化剂的含碳原料热解提供热量。
实验选用内蒙褐煤，将其破碎制6mm以下得到粉煤并与5%的碳酸钾催化剂混合。下行床反应器内反应温度为800℃，线速为0.3 m/s。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为600℃。分级排渣装置上段直径与下段直径之比为7，装置内设有格栅挡板。不设有声发射检测系统。颗粒旋流分离装置入口气相速度为10m/s，升气管直径与颗粒旋流分离装置的筒体直径比为0.3，升气管在颗粒旋流分离装置的筒体内的插入深度是入口高的0.8倍，颗粒旋流分离装置的筒体横截面积与入口面积之比为6。分级排渣装置底部排出灰渣内碳含量为1.9%，出口CH4浓度23.2%，出口碳转化率达到97.1%，焦油含量6.8%。
【实施例8】
反应流程如下：负载催化剂的含碳原料进入热解炉中迅速热解，热解后的煤焦油进入后续设备进行净化与分离，半焦流经下行床气固分配器，与气化剂同时进入下行床反应器进行混合与气化反应；下行床反应器内反应后的大颗粒灰渣与部分未完全反应的含碳颗粒经过阀门控制，通过颗粒旋流分离装置的初步分离，偏小的含碳颗粒大多数从升气管处直接回收至下行床反应器中继续参与反应，未被分离的含碳颗粒与大颗粒灰渣进入分级排渣装置中，经过颗粒分级后，有序控制底部闭锁料斗排出大颗粒渣，而分离出来的含碳颗粒则通过分级排渣装置的上部流入下行床反应器的上端继续参与反应；反应生成的粗煤气经旋风分离器分离后净化收集，分离后的含碳颗粒与灰渣作为热载体进入热解炉中，为负载催化剂的含碳原料热解提供热量。
实验选用内蒙褐煤，将其破碎制6mm以下得到粉煤并与5%的碳酸钾催化剂混合。下行床反应器内反应温度为800℃，线速为0.3 m/s。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为600℃。分级排渣装置上段直径与下段直径之比为7，装置内设有格栅挡板。不设有声发射检测系统。颗粒旋流分离装置入口气相速度为10m/s，升气管直径与颗粒旋流分离装置的筒体直径比为0.3，升气管在颗粒旋流分离装置的筒体内的插入深度是入口高的0.8倍，颗粒旋流分离装置的筒体横截面积与入口面积之比为4。分级排渣装置底部排出灰渣内碳含量为1.67%，出口CH4浓度23.4%，出口碳转化率达到96.9%，焦油含量6.7%。
【实施例9】
反应流程如下：负载催化剂的含碳原料进入热解炉中迅速热解，热解后的煤焦油进入后续设备进行净化与分离，半焦流经下行床气固分配器，与气化剂同时进入下行床反应器进行混合与气化反应；下行床反应器内反应后的大颗粒灰渣与部分未完全反应的含碳颗粒经过阀门控制，通过颗粒旋流分离装置的初步分离，偏小的含碳颗粒大多数从升气管处直接回收至下行床反应器中继续参与反应，未被分离的含碳颗粒与大颗粒灰渣进入分级排渣装置中，经过颗粒分级后，有序控制底部闭锁料斗排出大颗粒渣，而分离出来的含碳颗粒则通过分级排渣装置的上部流入下行床反应器的上端继续参与反应；反应生成的粗煤气经旋风分离器分离后净化收集，分离后的含碳颗粒与灰渣作为热载体进入热解炉中，为负载催化剂的含碳原料热解提供热量。
实验选用内蒙褐煤，将其破碎制6mm以下得到粉煤并与5%的碳酸钾催化剂混合。下行床反应器内反应温度为800℃，线速为2m/s。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为600℃。分级排渣装置上段直径与下段直径之比为7，装置内设有格栅挡板。不设有声发射检测系统。颗粒旋流分离装置入口气相速度为10m/s，升气管直径与颗粒旋流分离装置的筒体直径比为0.3，升气管在颗粒旋流分离装置的筒体内的插入深度是入口高的0.8倍，颗粒旋流分离装置的筒体横截面积与入口面积之比为2。分级排渣装置底部排出灰渣内碳含量为1.25%，出口CH4浓度25.2%，出口碳转化率达到97.9%，焦油含量6.8%，详见表2。
【实施例10】
反应流程如下：负载催化剂的含碳原料进入热解炉中迅速热解，热解后的煤焦油进入后续设备进行净化与分离，半焦流经下行床气固分配器，与气化剂同时进入下行床反应器进行混合与气化反应；下行床反应器内反应后的大颗粒灰渣与部分未完全反应的含碳颗粒经过阀门控制，通过颗粒旋流分离装置的初步分离，偏小的含碳颗粒大多数从升气管处直接回收至下行床反应器中继续参与反应，未被分离的含碳颗粒与大颗粒灰渣进入分级排渣装置中，经过颗粒分级后，有序控制底部闭锁料斗排出大颗粒渣，而分离出来的含碳颗粒则通过分级排渣装置的上部流入下行床反应器的上端继续参与反应；反应生成的粗煤气经旋风分离器分离后净化收集，分离后的含碳颗粒与灰渣作为热载体进入热解炉中，为负载催化剂的含碳原料热解提供热量。
实验选用内蒙褐煤，将其破碎制6mm以下得到粉煤并与5%的碳酸钾催化剂混合。下行床反应器内反应温度为800℃，线速为10m/s。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为600℃。分级排渣装置上段直径与下段直径之比为7，装置内设有格栅挡板。不设有声发射检测系统。颗粒旋流分离装置入口气相速度为10m/s，升气管直径与颗粒旋流分离装置的筒体直径比为0.3，升气管在颗粒旋流分离装置的筒体内的插入深度是入口高的0.8倍，颗粒旋流分离装置的筒体横截面积与入口面积之比为2。分级排渣装置底部排出灰渣内碳含量为1.33%，出口CH4浓度24.7%，出口碳转化率达到97.4%，焦油含量6.7%。
【实施例11】
反应流程如下：负载催化剂的含碳原料进入热解炉中迅速热解，热解后的煤焦油进入后续设备进行净化与分离，半焦流经下行床气固分配器，与气化剂同时进入下行床反应器进行混合与气化反应；下行床反应器内反应后的大颗粒灰渣与部分未完全反应的含碳颗粒经过阀门控制，通过颗粒旋流分离装置的初步分离，偏小的含碳颗粒大多数从升气管处直接回收至下行床反应器中继续参与反应，未被分离的含碳颗粒与大颗粒灰渣进入分级排渣装置中，经过颗粒分级后，有序控制底部闭锁料斗排出大颗粒渣，而分离出来的含碳颗粒则通过分级排渣装置的上部流入下行床反应器的上端继续参与反应；反应生成的粗煤气经旋风分离器分离后净化收集，分离后的含碳颗粒与灰渣作为热载体进入热解炉中，为负载催化剂的含碳原料热解提供热量。
实验选用内蒙褐煤，将其破碎制6mm以下得到粉煤并与5%的碳酸钾催化剂混合。下行床反应器内反应温度为800℃，线速为0.3 m/s。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为600℃。分级排渣装置上段直径与下段直径之比为7，装置内设有格栅挡板。设有声发射检测系统。颗粒旋流分离装置入口气相速度为18m/s，升气管直径与颗粒旋流分离装置的筒体直径比为0.3，升气管在颗粒旋流分离装置的筒体内的插入深度是入口高的0.8倍，颗粒旋流分离装置的筒体横截面积与入口面积之比为2。分级排渣装置底部排出灰渣内碳含量为0.33%，出口CH4浓度24.4%，出口碳转化率达到98.8%，焦油含量6.9%。
【实施例12】
反应流程如下：负载催化剂的含碳原料进入热解炉中迅速热解，热解后的煤焦油进入后续设备进行净化与分离，半焦流经下行床气固分配器，与气化剂同时进入下行床反应器进行混合与气化反应；下行床反应器内反应后的大颗粒灰渣与部分未完全反应的含碳颗粒经过阀门控制，通过颗粒旋流分离装置的初步分离，偏小的含碳颗粒大多数从升气管处直接回收至下行床反应器中继续参与反应，未被分离的含碳颗粒与大颗粒灰渣进入分级排渣装置中，经过颗粒分级后，有序控制底部闭锁料斗排出大颗粒渣，而分离出来的含碳颗粒则通过分级排渣装置的上部流入下行床反应器的上端继续参与反应；反应生成的粗煤气经旋风分离器分离后净化收集，分离后的含碳颗粒与灰渣作为热载体进入热解炉中，为负载催化剂的含碳原料热解提供热量。
实验选用内蒙褐煤，将其破碎制6mm以下得到粉煤并与5%的碳酸钾催化剂混合。下行床反应器内反应温度为800℃，线速为0.3 m/s。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为600℃。分级排渣装置上段直径与下段直径之比为8，装置内设有格栅挡板。不设有声发射检测系统。颗粒旋流分离装置入口气相速度为18m/s，升气管直径与颗粒旋流分离装置的筒体直径比为0.3，升气管在颗粒旋流分离装置的筒体内的插入深度是入口高的0.8倍，颗粒旋流分离装置的筒体横截面积与入口面积之比为2。分级排渣装置底部排出灰渣内碳含量为1.1%，出口CH4浓度24.9%，出口碳转化率达到98.4%，焦油含量6.9%。
【实施例13】
反应流程如下：负载催化剂的含碳原料进入热解炉中迅速热解，热解后的煤焦油进入后续设备进行净化与分离，半焦流经下行床气固分配器，与气化剂同时进入下行床反应器进行混合与气化反应；下行床反应器内反应后的大颗粒灰渣与部分未完全反应的含碳颗粒经过阀门控制，通过颗粒旋流分离装置的初步分离，偏小的含碳颗粒大多数从升气管处直接回收至下行床反应器中继续参与反应，未被分离的含碳颗粒与大颗粒灰渣进入分级排渣装置中，经过颗粒分级后，有序控制底部闭锁料斗排出大颗粒渣，而分离出来的含碳颗粒则通过分级排渣装置的上部流入下行床反应器的上端继续参与反应；反应生成的粗煤气经旋风分离器分离后净化收集，分离后的含碳颗粒与灰渣作为热载体进入热解炉中，为负载催化剂的含碳原料热解提供热量。
实验选用内蒙褐煤，将其破碎制6mm以下得到粉煤并与5%的碳酸钾催化剂混合。下行床反应器内反应温度为800℃，线速为0.3 m/s。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为600℃。分级排渣装置上段直径与下段直径之比为10，装置内设有格栅挡板。不设有声发射检测系统。颗粒旋流分离装置入口气相速度为18m/s，升气管直径与颗粒旋流分离装置的筒体直径比为0.3，升气管在颗粒旋流分离装置的筒体内的插入深度是入口高的0.8倍，颗粒旋流分离装置的筒体横截面积与入口面积之比为2。分级排渣装置底部排出灰渣内碳含量为1.05%，出口CH4浓度24.9%，出口碳转化率达到98.4%，焦油含量6.9%。
【实施例14】
反应流程如下：负载催化剂的含碳原料进入热解炉中迅速热解，热解后的煤焦油进入后续设备进行净化与分离，半焦流经下行床气固分配器，与气化剂同时进入下行床反应器进行混合与气化反应；反应后的大颗粒灰渣使用灰融聚排渣技术从底部排出灰渣；设有声发射检测系统。反应生成的粗煤气经旋风分离器分离后净化收集，分离后的含碳颗粒与灰渣作为热载体进入热解炉中，为负载催化剂的含碳原料热解提供热量。
实验选用内蒙褐煤，将其破碎制6mm以下得到粉煤并与5%的碳酸钾催化剂混合。下行床反应器内反应温度为800℃，线速为0.3 m/s。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为600℃。采用灰融聚排渣技术。底部排出灰渣内碳含量为1.2%，出口CH4浓度19.1%，出口碳转化率达到93.7%，焦油含量6.6%。
【比较例1】
反应流程如下：负载催化剂的含碳原料进入热解炉中迅速热解，热解后的煤焦油进入后续设备进行净化与分离，半焦流经下行床气固分配器，与气化剂同时进入下行床反应器进行混合与气化反应；下行床反应器内反应后的大颗粒灰渣与部分未完全反应的含碳颗粒经过阀门控制进入分级排渣装置中，经过颗粒分级后，有序控制底部闭锁料斗排出大颗粒渣，而分离出来的含碳颗粒则通过分级排渣装置的上部流入下行床反应器的上端继续参与反应；反应生成的粗煤气经旋风分离器分离后净化收集，分离后的含碳颗粒与灰渣作为热载体进入热解炉中，为负载催化剂的含碳原料热解提供热量。
实验选用内蒙褐煤，将其破碎制6mm以下得到粉煤并与5%的碳酸钾催化剂混合。下行床反应器内反应温度为800℃，线速为0.3 m/s。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为600℃。分级排渣装置上段直径与下段直径之比为7，装置内设有格栅挡板。设有声发射检测系统。分级排渣装置底部排出灰渣内碳含量为0.65%，出口CH4浓度23.9%，出口碳转化率达到98.5%，焦油含量6.8%，详见表3。
【比较例2】
反应流程如下：负载催化剂的含碳原料进入热解炉中迅速热解，热解后的煤焦油进入后续设备进行净化与分离，半焦流经下行床气固分配器，与气化剂同时进入下行床反应器进行混合与气化反应；反应后的大颗粒灰渣使用灰融聚排渣技术从底部排出灰渣；反应生成的粗煤气经旋风分离器分离后净化收集，分离后的含碳颗粒与灰渣作为热载体进入热解炉中，为负载催化剂的含碳原料热解提供热量。
实验选用内蒙褐煤，将其破碎制6mm以下得到粉煤并与5%的碳酸钾催化剂混合。下行床反应器内反应温度为800℃，线速为0.3 m/s。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为600℃。采用灰融聚排渣技术。底部排出灰渣内碳含量为3.4%，出口CH4浓度18.8%，出口碳转化率达到93%，焦油含量6.8%。
【比较例3】
反应流程如下：负载催化剂的含碳原料进入热解炉中迅速热解，热解后的煤焦油进入后续设备进行净化与分离，半焦流经下行床气固分配器，与气化剂同时进入下行床反应器进行混合与气化反应；反应后的大颗粒灰渣使用锅炉干式固态排渣技术从底部排出灰渣；反应生成的粗煤气经旋风分离器分离后净化收集，分离后的含碳颗粒与灰渣作为热载体进入热解炉中，为负载催化剂的含碳原料热解提供热量。
实验选用内蒙褐煤，将其破碎制6mm以下得到粉煤并与5%的碳酸钾催化剂混合。下行床反应器内反应温度为800℃，线速为0.3 m/s。热解炉选择鼓泡流化床，反应温度为600℃。采用锅炉干式固态排渣技术。底部排出灰渣内碳含量为7.8%，出口CH4浓度19.4%，出口碳转化率达到91.3%，焦油含量6.6%。
【比较例4】
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5】
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%。
表1
Figure DEST_PATH_IMAGE002A
表2
Figure 462170DEST_PATH_IMAGE004
表3
Figure DEST_PATH_IMAGE005

Claims (8)

1.一种粉煤气化下行床反应装置，主要设备包括：下行床反应器(7)、热解炉(5)以及分级排渣装置(4)，其中下行床反应器(7)与热解炉(5)通过下行床气固分配器(6)相连通，分级排渣装置(4)通过颗粒旋流分离装置(9)与下行床反应器(7)相连通，其中所述分级排渣装置(4)由上下两段不同筒径的排渣装置组成，所述上段排渣装置直径是下段排渣装置直径的2～10倍，所述分级排渣装置(4)内设有分级挡板，所述分级挡板的型式为多孔挡板、斜挡板、格栅挡板或环核挡板，
其中，所述颗粒旋流分离装置(9)包括颗粒旋流分离装置的筒体(24),颗粒旋流分离装置的入口(25)；颗粒旋流分离装置的升气管(26)；其中颗粒旋流分离装置的入口(25)处气相速度为10-18m/s，颗粒旋流分离装置的筒体(24)的横截面面积是入口面积的2-6倍。
2.根据权利要求1所述粉煤气化下行床反应装置，其特征在于所述分级排渣装置(4)边壁与声发射导波杆(14)相连接，声发射信号首先传播给声发射检测系统(2)中的导波杆(14)。
3.根据权利要求2所述粉煤气化下行床反应装置，其特征在于所述声发射检测系统(2)由导波杆(14)、探头(15)、放大器(16)、声信号采集处理仪(17)与计算机(18)组成。
4.根据权利要求1所述粉煤气化下行床反应装置，其特征在于所述颗粒旋流分离装置的筒体(24)内设有升气管(26)，升气管(26)的直径是颗粒旋流分离装置的筒体(24)直径的0.3-0.6倍，升气管(26)在颗粒旋流分离装置的筒体(24)内的插入深度为颗粒旋流分离装置的入口(25)高的0.8～1.05倍。
5.一种粉煤气化下行床反应方法，采用权利要求1～4中任一种粉煤气化下行床反应装置，包括如下几个步骤：
(a)、负载催化剂的含碳原料(C)进入热解炉(5)中迅速热解，热解后的煤焦油进入后续设备进行净化与分离，半焦流经下行床气固分配器(6)，与气化剂(D)同时进入下行床反应器(7)进行混合与气化反应；
(b)、下行床反应器(7)内反应后的大颗粒灰渣与部分未完全反应的含碳颗粒经过阀门控制，通过颗粒旋流分离装置(9)的初步分离，偏小的含碳颗粒大多数从升气管(26)处直接回收至下行床反应器(7)中继续参与反应，未被分离的含碳颗粒与大颗粒灰渣进入分级排渣装置(4)中，经过颗粒分级后，通过声发射检测系统(2)监测出内部的颗粒流动状态，再有序控制底部闭锁料斗(1)排出大颗粒渣，而分离出来的含碳颗粒则通过分级排渣装置(4)的上部流入下行床反应器(7)的上端继续参与反应；
(c)、反应生成的粗煤气(F)经旋风分离器(8)分离后净化收集，分离后的含碳颗粒与灰渣作为热载体进入热解炉(5)中，为负载催化剂的含碳原料(C)热解提供热量。
6.根据权利要求5所述的粉煤气化下行床反应方法，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。
7.根据权利要求5所述的粉煤气化下行床反应方法，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％。
8.根据权利要求5所述的粉煤气化下行床反应方法，其特征在于所述下行床反应器(7)的反应条件为：反应压力0～6.5MPa、反应温度800～1300℃、气相线速度0.3～10m/s；所述热解炉(5)内的操作温度比下行床反应器(7)内的温度低100-300℃；所述分级排渣装置(4)内下段筒体内气相线速度为0.8～3m/s，上段筒体内气相线速度为0.1～0.3m/s。
CN201710705140.2A 2017-08-17 2017-08-17 粉煤气化下行床反应装置及反应方法 Active CN109401793B (zh)

Priority Applications (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201710705140.2A CN109401793B (zh) 2017-08-17 2017-08-17 粉煤气化下行床反应装置及反应方法

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201710705140.2A CN109401793B (zh) 2017-08-17 2017-08-17 粉煤气化下行床反应装置及反应方法

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN109401793A CN109401793A (zh) 2019-03-01
CN109401793B true CN109401793B (zh) 2021-05-28

Family

ID=65454837

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN201710705140.2A Active CN109401793B (zh) 2017-08-17 2017-08-17 粉煤气化下行床反应装置及反应方法

Country Status (1)

Country Link
CN (1) CN109401793B (zh)

Families Citing this family (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN113214874A (zh) * 2021-05-26 2021-08-06 西京学院 一种煤油共催化热解-半焦催化气化的方法

Family Cites Families (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN101846314B (zh) * 2010-06-01 2011-12-21 重庆大学 一种排渣分选装置
CN102879300B (zh) * 2012-09-24 2017-08-25 中国石油化工股份有限公司 一种煤气化炉中熔渣流动性的检测方法
DE102013020890A1 (de) * 2013-12-11 2015-06-11 Linde Aktiengesellschaft Verfahren und Anlage zur zumindest teilweisen Vergasung von festem, organischem Einsatzmaterial
CN105268381B (zh) * 2014-07-03 2017-09-15 中国石油化工股份有限公司 用于甲醇制烯烃的下行床反应‑再生装置及其反应方法
CN106675661B (zh) * 2015-11-05 2019-05-17 中国石油化工股份有限公司大连石油化工研究院 一种物料连续热解气化的方法
CN105647591B (zh) * 2016-04-01 2019-03-05 南京理工大学 固体燃料流化床热解气化燃烧分级转化装置及方法

Also Published As

Publication number Publication date
CN109401793A (zh) 2019-03-01

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CA2820088C (en) Two stage entrained gasification system and process
CN101781583B (zh) 煤热解气化高值利用的方法及其装置
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
CN106675658B (zh) 一种高通量循环流化床低阶煤气化装置及方法
CN108504394B (zh) 催化热解-气化一体化反应装置和方法
CN109401794B (zh) 分级转化组合流化床反应装置及反应方法
CN104178227B (zh) 一种煤粉的流化床干馏方法及装置
CN105087078A (zh) 一种间接热解系统及其热解方法
Khan et al. Catalytic biomass gasification in decoupled dual loop gasification system over alkali-feldspar for hydrogen rich-gas production
CN109401793B (zh) 粉煤气化下行床反应装置及反应方法
CN106336907B (zh) 一种旋风热解高通量循环气化装置和工艺
CN109401795B (zh) 耦合流化床分级转化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
CN107916140B (zh) 循环流化床-气流床联合气化方法及装置
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
CN112239680B (zh) 差速流化床反应装置及反应方法
CN111088079B (zh) 一种气化炉和碳质原料的气化方法
CN109652146B (zh) 下行床-湍动鼓泡床热解-气化一体化方法及装置
CN111057585B (zh) 煤流化气化的方法
CN112625756A (zh) 粉煤循环流化床催化气化装置及方法
CN111054274B (zh) 粉煤流化气化与分离装置及方法
Li et al. Coal gasification
CN115093889B (zh) 一种低阶煤分级分质综合转化方法
CN204958835U (zh) 一种间接热解系统
CN216998304U (zh) 一种粉煤加氢分级气化炉

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