CN110358584A - 加压移动床富烃氢煤气与水煤气分级制取炉 - Google Patents

加压移动床富烃氢煤气与水煤气分级制取炉 Download PDF

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Abstract

加压移动床富烃氢煤气与水煤气分级制取炉，将原料煤先经过氢气气化，制取富含甲烷和多碳烃的氢煤气后，再将制氢煤气后剩下的残焦进行水煤气气化，富烃氢煤气与水煤气分别出炉，气化剂与被气化的固体颗粒逆流相向流动，热量利用充分，能源转化效率高，蒸汽、氧气耗量少，二氧化碳排放少；水煤气冷凝液相对减少，且不含酚类化合物，处理成本低，环境友好；氢煤气中甲烷、多碳烃含量高，净化、分离成本低；加压移动床富烃氢煤气与水煤气分级制取炉，可用于煤制天然气、煤制燃料油、煤制烯烃、煤制甲醇、IGCC整体煤气化联合循环发电等行业。

Description

加压移动床富烃氢煤气与水煤气分级制取炉
技术领域
本发明属于煤化工领域，特别涉及煤制天然气和油的煤气化工艺技术与设备。
背景技术
2018年3月8日国际原油61美元/桶，即448美元/吨，虽然目前国际能源价格，比起过去的最高价格还低55％，但中国富煤、缺油、少气的资源禀赋，导致2017年进口原油高达4.1957亿吨，金额达1623.3亿美元，同比增长39.1％，石油对外依存度近70％。进口天然气6857万吨，金额达232.8亿美元，同比增长41.2％。
即使从此以后原油进口平均增长率降到5％，天然气进口平均增长率降到10％，到2035年原油进口量也将达到10亿吨，天然气进口量也将达到3.8亿吨，即使以2017年原油均价406美元/吨，天然气均价339.5美元/吨计，到2035年，两项合计每年将耗费外汇5350亿美元。再加上其它如印度等国家的巨大能源需求和石油大鳄、金融巨头的推波助澜，届时国际能源极有可能出现巨大缺口、价格也将迅速上涨，其外汇支出将远远大于5350亿美元。能源巨大的对外依存度，即使不考虑致命的国家能源安全问题，其高昂的外汇支出，届时也将成为我国难以承受的不堪重负！
所以，我国有关职能部门、有为经济实体和科研院所及有志之士，必须承担其历史责任，想尽千方百计，在未来10年以内开发出能源转化效率高、水资源用量少、环境无污染、产品成本低，经济效益好的，大规模煤制天然气和煤制油的新型工艺技术装备，将届时席卷全球的滔天油荒海啸，消融在国境线外！
现行的煤制油和煤制天然气，无论是煤气化后再合成油、气的两步法，还是煤直接加氢生产油、气的一步法，均因工艺路线复杂、工艺过程能源转化效率低下，煤制油仅40％，耗标煤3.6吨/吨油，煤制天然气仅50％，耗标煤2.5吨/km3；设备投资高，煤制油1600亿元/1000万吨，煤制天然气280亿元/40亿m3；水资源消耗高，煤制油耗水7吨/吨油，煤制天然气7吨/km3；环境污染重，污水处理成本高，CO2排放多。
究其主要的技术原因，煤气化后再合成为CnH2n+2(n＝1为CH4，n＝8为汽油，n＝16为柴油)称为两步法，化学反应nCO+2nH2+H2＝CnH2n+2+nH2O，CO中的氧必须要用H2去取出来，而传统制取H2的能耗和成本都很高，所以两步法的煤气化工序，通常采用图1所示的鲁奇气化炉，其本质是就是将常压煤气炉改为加压气化炉，因不能进行加氢直接生成烃产品，故存在前述的能源转化效率低下，环境污染重，污水处理成本高，CO2排放多诸多缺点；
图2所示的德国鲁尔100型气化炉，是将传统的常压两段煤气炉改为10MPa工作压力，除煤气中甲烷增加70％左右外，煤气废水、蒸汽分解率等均未改善，多碳烃比起3MPa鲁奇炉还减少25％，没有太多的优势，因多产甲烷耗用过多的氢气，不适合煤制油，由于工艺压力太高，设备投资大幅增加，用于煤制天然气也是不经济的，开发至今50多年过去了，鲁奇公司一直没有后续的进一步开发，更没有商业化运行业绩。
现行煤直接加氢的一步法制油效率低的原因，一是工艺压力高达20MPa，设备投资大；二是碳元素转化率低，其残渣含碳高达40％，需在专门的气化炉内重新加热才能再次生成CO；三是采用气流床煤气化制氢，由于气流床气化过程中，煤中氢元素是以碳氢化合物形式存在，700℃以下就首先热解为气态烃，随即与气流中的O2气反应生成CO2和H2O放出热量，使炉温达到1300～1700℃之高，所以气流床的高炉温有相当大一部分是氢元素燃烧贡献的，从而导致煤气中氢气摩尔分率低，CO成分特别高，而CO必须经过变换才能转化为氢气，即这种制氢工艺实质上是首先烧掉煤中的H2，然后再用煤中的C元素制取CO，CO再经变换才能转化为H2，所以现行的煤直接加氢一步法制CnH2n+2，也存在前述的能源转化效率低下，环境污染重，污水处理成本高，CO2排放多诸多缺点。
发明内容
本发明的目的，一是以适当的温度直接将煤中的H元素，尽可能多的以气态烃的形式从煤中分离出来，二是用H元素将煤中的碳元素直接反应成气态碳氢化合物，三是采用富氧水蒸汽在高温下，将生产气态烃后余下的残焦中的碳元素转化为CO和H2，以大幅提高其能源转化效率、大幅降低水资源消耗、大幅减少CO2排放和环境污染，并大幅减少装置投资，降低生产成本。
具体发明内容如下：
1.加压移动床富烃氢煤气与水煤气分级制取炉，由氧气水蒸汽气化剂进口、炉篦、原料煤气化床层、搅拌器、布煤器和煤锁、承压水夹套壳体、粗煤气出口和富烃煤气出口组成，其中原料煤气化床层自下而上又分为灰渣层、氧气燃烧层、水煤气生成层、甲烷生成层、原料煤干燥层，其特征在于，在分级制取炉内的下部设置，采用氧气和水蒸汽混合气化剂，以来自氢煤气段的残焦为原料生产氢气和一氧化碳的水煤气段；在分级制取炉内的上部设置，采用氢气体积含量≥50％的氢气为气化剂，用原料煤直接生产甲烷和多碳烃的氢煤气段；
1.1.在水煤气段上方设置与粗煤气出口(9)相通的集气器(8)，使由水蒸汽气化段生产的全部粗煤气，通过集气器(8)和粗煤气出口(9)流出分级制取炉；集气器(8)还具有承载器上部焦炭重量的功能；
1.2.氢煤气段从下到上依次由焦炭加氢气化层(13)、半焦加氢气化层(14)、加氢干馏层(17)、干燥层(18)组成；在加氢干馏层(13)中设置搅拌器(16)，以破除原料煤粒干馏过程中的粘结；在加氢干馏层(13)底部设置筛板(15)，以防止过大的焦粒进入半焦加氢气化层；在半焦加氢气化层(14)内的上部设置氢气分配器(12)和与之相通的氢气进气口(11)；在焦炭加氢气化层(13)和半焦加氢气化层(14)中设置与氢气分配器(12)相通的换热管束(12A)，在换热管束的每一根管子下端出气口设有挡气板，以便低温氢气气化剂通过氢气进气口(11)经氢气分配器(12)进入换热管束(12A)，在向下流动的过程中吸收管外的C+2H2＝CH4反应热，被加热到700℃以上，从挡气板与管子下端口之间的间隙进入焦炭加氢气化层；
1.3.被加热的氢气气化剂沿煤气炉截面均向上依次：①流入焦炭加氢气化层(13)，与其中具有活性的碳元素进行C+2H2＝CH4放热反应生成甲烷，②流入半焦加氢气化层(14)，与半焦中丰富的活性碳元素进行C+2H2＝CH4放热反应生成甲烷，③流入加氢干馏层(17)利用带入的热量使原煤进行加氢热解、干馏、气化生成甲烷和气态多碳烃，④流入干燥层(18)加热原料煤，吸收原料煤析出的水蒸汽后，成为富含甲烷、多碳烃的氢煤气，经富烃煤气出口(21)流出煤气炉进入后续工艺设备；
1.4.筛板(15)既承载原料煤重量，还将干馏过程中粘结粒度过大的半焦留在干馏段，经搅拌器破碎后再穿过筛板落入半焦加氢气化段，以防止焦粒在氢气分配器、或换热管束、或集气器的焦粒通道中堵塞，设置搅拌器和筛板还有既均匀干馏层截面气相阻力，又有利于原料煤均匀下移，并顺利通过氢气分配器、换热管束和煤气集气器进入水煤气段的功能；
1.5.在富烃煤气出口和水煤气出口设置限流装置，调节、控制集气器与氢气分配器之间的压差趋近于0，以减少、防止氢气与水煤气之间串气的几率。
1.6.在干燥层、干馏层、半焦加氢气化层、焦炭加氢气化层，水蒸汽气化层，以垂直间距500mm，设置测温热电偶，以监控其温度。
2.根据本案所述所述的，加压移动床富烃氢煤气与水煤气分级制取炉，其特征在于，工艺压力为1～3MPa，或3～6MPa，或6～10MPa，或10～20MPa。
3.根据本案所述所述的，加压移动床富烃氢煤气与水煤气分级制取炉，其特征在于，氢气气化剂的温度为20～200℃，或200～400℃，或400～600℃，或600～800℃；氢气气化剂中甲烷含量0～5％，或5～10％，或10～20％或30～40％；氢气气化剂中CO+CO2+H2O≤20％。
4.根据本案所述所述的，加压移动床富烃氢煤气与水煤气分级制取炉，其特征在于，原料煤从炉顶入炉后进入干燥层，在缓慢的向下移动中与上升的富烃氢煤气逆流接触换热，在被上升的富烃氢煤气加热析出水分后，温度升至300～350℃向下移动进入加氢热解干馏层，原料煤被进一步加热的同时，煤中的多碳烃受热发生变形、融化、裂解、气化，致使煤粒膨胀并出现大量微孔，其比表面积迅速增加大，由于来自半焦加氢层的氢煤气富含甲烷和氢气，煤中多碳烃受其相平衡的制约，将使干馏层大幅减少甲烷和氢气的生成，从而增加气态多碳烃的生成，进而提高气态多碳烃(油)产率；原料煤在缓慢下移中温度升高，其干馏出来的焦油也完成裂解、气化，在600℃左右变为比表面积巨大，且附着焦油裂解残存的大量活性碳元素的半焦；
半焦在搅拌器的推动下穿过筛板下移进入半焦加氢气化层，与自下而上含有较少甲烷的氢煤气逆流接触，半焦中附着的活性碳元素与气相中的氢元素迅速进行C+2H2＝CH4反应，生成大量甲烷并放出大量热量，在加热换热管束(12A)内的氢气气化剂的同时，使床层温度升高，使半焦变为焦炭；焦炭在继续缓慢下移中进入焦炭加氢气化层，并与自下而上的氢气逆流接触在加热氢气的同时，由于氢气的分压占总压的绝大部分甚至全部，虽然床层温度高，气相甲烷的实际浓度仍然是远小于C+2H2＝CH4化学平衡浓度，加之高温提高了焦炭与氢气的分子动能，使焦炭与氢气中的活性分子分率大为增加，进而十分有利于C+2H2＝CH4生成甲烷的反应进行，所以在焦炭加氢气化层仍然有相当的甲烷生成；
入炉原料煤在经过上述干燥、干馏、半焦加氢气化、焦炭加氢气化后，总质量根据灰分、水分的不同减少30～80％，碳元素减少40～70％，成为残焦；
残焦继续下移进入水煤气段，经过煤气收集器上设置的残焦通道，进入水蒸汽气化层，与自下而上的高温水蒸汽进行C+H2O＝CO+H2水煤气反应，使残焦中的大部分碳元素转化为CO，含有少部分碳元素的残焦继续下移，进入氧化燃烧层与自下而上的含氧水蒸汽逆流接触，由于氧气的的强烈氧化特点，使残焦中的残存的碳元素迅速燃烧，在生成CO2的同时放出大量的热量，使氧化层的温度达到1000℃以上，将残炭烧尽成为灰渣；
由氧气和水蒸汽混合组成的含氧气化剂从炉底入炉后，穿过炉篦之下而上经过灰渣层，吸收其携带的热量，温度升高到600℃左右进入氧气气化燃烧层，气化剂中的氧气使残焦中残存的碳元素迅速燃烧气化，生成CO2并放出大量的热量，使气化剂中的水蒸汽和床层温度达到1000℃以上，灰熔点以下，含有CO2的高温水蒸汽自下而上，将热量传给残焦的同时与残焦中的碳元素，进行吸热的水蒸汽气化反应C+H2O＝CO+H2，使残焦中的大部分碳元素与水蒸汽中30～40％水分子反应，转化为粗煤气中的CO和H2，成为温度在700℃左右的湿热粗煤气，粗煤气继续上升进入集气器并通过粗煤气出口流出煤气炉。
5.根据本案所述所述的，加压移动床富烃氢煤气与水煤气分级制取炉，其特征在于，原料煤为褐煤、或烟煤，或焦炭、或无烟煤、或粘结指数G≤20的各种含碳固体物料。
6.根据本案所述所述的，加压移动床富烃氢煤气与水煤气分级制取炉，其特征在于，在采无粘结性煤时，煤气炉内不设搅拌器和筛板。
7.根据本案所述所述的，加压移动床富烃氢煤气与水煤气分级制取炉，其特征在于，煤气炉气化床层高径比与原料煤的气化活性成反比，高活性煤焦采用的高径比取小值，低活性煤焦高径比值取大值，水煤气段气化床层高径比值0.5～2，氢煤气段的高径比值在2～4；该分级制取炉内径1.2～2米，或2～4米，或4～6米，或6～10米。
8.根据本案所述所述的，加压移动床富烃氢煤气与水煤气分级制取炉，其特征在于，原料煤、或型煤粒度10～50mm，或30～80mm；筛板上的开孔为筛板上的漏焦孔为环形通道，上平面通道宽100mm，下平面通道宽120mm，环间距130mm。
9.根据根据本案所述所述的，加压移动床富烃氢煤气与水煤气分级制取炉，其特征在于，氢煤气段内气相介质中水汽含量远低于水煤气段，其承压壳体夹套冷却水与水煤气段冷却水分别循环。
10.根据根据本案所述所述的，加压移动床富烃氢煤气与水煤气分级制取炉，其特征在于，水煤气段最高温度为灰熔点温度以下的干排渣气化方式，或灰熔点温度以上的熔渣气化方式。
采取本发明具有以下积极效果：
由于原煤在进入水煤气气化前是利用，富烃氢煤气余热加热原料煤并干燥其水分，所以富烃煤气带出的显热自然减少，从而提高其热效率；
原料气干馏过程中，气相几乎不含H2O、O2，CO2和CO含量也很低，H2和CH4分压几乎与，原料煤热解馏出的多碳烃液相中的中PH2和PCH4相当。这就抑制了干馏过程中H2和CH4的产出，使多碳烃更多的以轻油、中油、重油等大分子气态烃的形式进入气相。这即降低了干馏能耗、热耗，还迫使煤中的氢元素和甲烷直接生成多碳烃产物，由于多碳烃分子(CnHm)中的氢碳原子比在2.1～2.5，远小于CH4的4，从而大大提高了氢元素的利用率，进而大幅增加气态多碳烃(油)的产率，这又大幅增加了煤制油(多碳烃)的能源转化效率；
对焦炭采用逆流加氢气化，充分利用了气相甲烷远离平衡浓度和氢气含量高，焦炭灰分百分含量增加而增加催化作用(灰分具催化C+2H2＝CH4作用)的优势，使焦炭中的活性碳原子更多的生成CH4，焦炭加氢反应后的低甲烷含量氢气再进入半焦加氢层，利用半焦中因热解沉积的大量活性碳元素，与气相中的氢元素进行快速的直接加氢甲烷化反应：C+2H2＝CH4、2CH+3H2＝2CH4、2CH2+2H2＝2CH4、2CH3+H2＝2CH4，使气相中甲烷含量大幅升高到50％左右，并放出大量的热量，既提高进入水煤气段的残焦温度，又为煤的干馏、热解、气化、干燥脱水提供热量，还直接在煤气化过程中得了最终产品CH4。
经焦炭加氢气化的残焦，进入水蒸汽气化层，由于水蒸汽中氧原子活性远大于氢原子，加之温度更高，经加氢气化后的残焦孔径大、比表面积大，有利于分子扩散，残焦中的碳元素迅速与水蒸汽进行水煤气反应：C+H2O＝CO+H2，由于水煤气反应速率远大于氢煤气反应，所以水煤气段的床层高度小于加氢气化的床层高度；
由于生产氢煤气后的高温残料直接进入水煤气段，减少了水煤气工艺热耗，不仅有利于提高蒸汽分解率，还可提高其气化层厚度，增加水煤气产量，减少气化剂氧气和蒸汽的消耗。
由于采用本发明，实现煤直接加氢生成甲烷和其它高碳烃，当终端产品为SNG和燃油时，不仅省却合成工序，其酸气(CO2、H2S、COS)脱除工序因气量大幅减小、净化要求大幅降低，其装置投资、水资源消耗、煤气废水、CO2排放，运行能耗、产品成本，均将大幅下降。
根据煤种特性，煤水煤气段采用图4所示的灰熔点温度以上的熔渣气化方式生产水煤气，还可以进一步降低水蒸汽消耗和煤气废水。
附图说明
图1为现行鲁奇气化炉即国内的碎煤移动床加压气化炉主要结构立面简图；
图2为鲁尔100型加压气化炉主要结构简图，只能制富烃水煤气，不能富烃制氢煤气；
图3为本案所述的加压移动床富烃氢煤气与水煤气分级制取炉主要结构的立面简图；
图4为本案所述的加压移动床富烃氢煤气与水煤气分级制取炉，水煤气段采用移动床熔渣气化方式的主要结构的立面简图；
图中：
1灰渣锁斗，用于卸出炉内排出的煤被气化后剩下的灰渣；
2氧气和水蒸汽气化剂进口；
3炉篦，用于排除灰渣和均布向上流动的气化剂；
4灰渣层，它既是炉篦的隔热保护层，又是回收灰渣余热加热气化剂的热源；
5氧气燃烧层，气化剂中的氧气首先在这里将灰渣中的残炭烧尽，并加热气化剂和炭层到1000℃以上，灰熔点以下，为吸热的水煤气反应提供热能；
6水蒸汽气化层，主要进行C+H2O＝CO+H2；
7水煤气段的水夹套承压壳体；
8水煤气集气器，收集水蒸汽气化炭层中流出的水煤气，将残焦卸入水蒸汽反应层；
9水煤气出口；
10检修人口；
11氢气气化剂进口；
12氢气分配器，将氢气气化剂分配给换热管束的每一根换热管；
12A换热管束，上端与氢气分配器(12)连接，下端为氢气气化剂出口，用于降低加氢气化床层温度，增加甲烷产率；
13焦炭加氢气化层，主要进行C+2H2＝CH4反应，将焦炭中的碳元素转化为甲烷；
14半焦加氢气化层，主要进行快速的C+2H2＝CH4、2CH+3H2＝2CH4、2CH2+2H2＝2CH4、2CH3+H2＝2CH4反应，将半焦中的碳元素转化为甲烷；
15筛板，防止粒度过大的半焦进入半焦加氢气化层；
16搅拌器，破除干馏过程中煤的粘结，减少结块程度；
17加氢干馏层，煤在此被上升的热气流加热、干馏、热解、气化，生产多碳烃；
18干燥层，煤在此被上升的热气流加，干燥其内部的水分和吸附气体；
19煤分配器，将来自煤锁斗的原料煤在炉内截面均匀分布。
20氢煤气段的水夹套承压壳体；
21氢煤气出口，煤气富含气态烃；
22原料煤锁斗；
23水蒸汽气化层热电偶插入口；
24焦炭加氢气化层和半焦加氢气化层热电偶插入口。
具体实施方式
将现行内径3.8米，高13米，工作压力3～4MPa的加压移动床干排渣气化炉全套部件的基础上进行以下变更：①水夹套承压筒体在原高度上加高10米，使炉体总高达到23米；②在炉篦顶部向上3米处设水煤气集气器；③在集气器等高筒壁处设水煤气出气口，并使集气器与出口联通，以便集气器收集的水煤气经水煤气出口流出；④在炉篦顶部向上12米处设氢气分配器，在氢气分配器下方设置与之联通的换热管束；⑤在分配器等高筒壁处设置氢气进气口，并使氢气分配器与氢气进口联通，以便氢气气化剂通过氢气进口经氢气分配器进入换热管束；⑥在氢气分配器上方1米处设置筛板；⑦在筛板上方设置搅拌器，以便将干馏结块的煤粒搅散；⑧在筛板和换热管束下端之间设置，焦炭加氢气化段和半焦加氢气化段；⑨增加搅拌器电机、减速机功率1倍；⑩在干燥层、干馏层、半焦加氢气化层、焦炭加氢气化层，水蒸汽气化层，以垂直间距500mm，设置测温热电偶。
将加压移动床富烃氢煤气与水煤气分级制取炉制造、安装、调试、试漏试压合格，在制取炉水煤气段和氢煤气段夹套加入脱盐水，使其具有加压移动床富烃氢煤气与水煤气分级制取炉的结构与功能。
然后在水煤气段的炉篦上依次铺上300mm厚的煤气炉灰渣，水蒸汽气化层所需的粒度10～50mm，厚度3000mm的焦炭；在氢煤气段的焦炭加氢气化层加入粒度20～80mm，厚度3000mm焦炭，在半焦加氢气化层加入3000mm厚的半焦，在干馏层加入粒度20～80mm，2000mm厚的弱粘煤，在干燥层加入粒度20～80mm，厚度1000mm的弱粘煤；
①将空气以每小时5000～10000Nm3的流量，以50℃/h的温升速率送入炉内，在氢煤气出口系统放空；大约在6小时左右，由于焦炭的燃点大约在350℃，水煤气段的氧气燃烧层将开始出现温度超过入炉空气温度的现象，可在入炉空气中适量加入氮气，减少其O2含量，以控制氧气燃烧层升温速率在100℃/h左右，当氧气燃烧层温度达到900～1000℃之间，逐步将空气升温改为氧气水蒸汽混合气化剂，并控制其温度不再上涨，以防水煤气段超温结疤；将放空由氢煤气出口系统改为水煤气出口系统。
②将与水煤气出口烟气等温的热氮气，以5000～10000Nm3/h的流量，通过氢煤气段的氢气进口加入氢煤气段，并在氢煤气出口系统放空。为进一步加热氢煤气段的焦炭、半焦和原料煤，热氮气中可补入适量空气(实际上是补入氧气，注意：焦炭加氢气化层和半焦加氢气化层最高温度均不得超过700上℃，)以利用氧气与焦炭的燃烧热加快升温速率，；
③适时启动加煤装置自控回路，以便适时自动加入原料煤，当氢煤气段干馏层温度大于400℃时，可实时启动搅拌器低速运转，以破除干馏产生的煤粒粘结。
④当焦炭加氢气化层和半焦加氢气化层最高温度达到600℃时，以每小时1MPa的速率开始系统升压，其升压过程中要尽量注意：使水煤气出口与氢气进口的压差不能过大，目的是防止氢煤气段的气体，下行进入水煤气集气器从水煤气出口流出。
⑤当压力升到1.5～2MPa时，将加入热氮气中的氧气全部关掉30分钟后，或热点温度下降50℃后，将热氮气入炉改为热氢气以5000～10000Nm3/h的流量入炉，使氢煤气段转入氢气煤气化时段，并逐步以每小时0.5MPa的速率升高，最终将压力稳定在工艺要求压力。
炉温控制：水煤气段通过入炉汽氧比，控制其氧气燃烧层温度在灰熔点以下30～80℃；氢煤气段通过控制氢气温度和氢气中甲烷含量，控制半焦加氢段的最高温度≤1000℃；
氢煤气成分控制：根据煤种活性、挥发分，通过控制入炉氢气流量、温度、甲烷和含氧化合物含量，使氢煤气中甲烷含量控制在50％左右，其它气态烃100～200g/Nm3氢煤气。

Claims (10)

1.加压移动床富烃氢煤气与水煤气分级制取炉，由氧气水蒸汽气化剂进口、炉篦、原料煤气化床层、搅拌器、布煤器和煤锁、承压水夹套壳体、粗煤气出口和富烃煤气出口组成，其中原料煤气化床层自下而上又分为灰渣层、氧气燃烧层、水煤气生成层、甲烷生成层、原料煤干燥层，其特征在于，在分级制取炉内的下部设置，采用氧气和水蒸汽混合气化剂，以来自氢煤气段的残焦为原料生产氢气和一氧化碳的水煤气段；在分级制取炉内的上部设置，采用氢气体积含量≥50％的氢气为气化剂，用原料煤直接生产甲烷和多碳烃的氢煤气段；
1.1.在水煤气段上方设置与粗煤气出口(9)相通的集气器(8)，使由水蒸汽气化段生产的全部粗煤气，通过集气器(8)和粗煤气出口(9)流出分级制取炉；集气器(8)还具有承载器上部焦炭重量的功能；
1.2.氢煤气段从下到上依次由焦炭加氢气化层(13)、半焦加氢气化层(14)、加氢干馏层(17)、干燥层(18)组成；在加氢干馏层(13)中设置搅拌器(16)，以破除原料煤粒干馏过程中的粘结；在加氢干馏层(13)底部设置筛板(15)，以防止过大的焦粒进入半焦加氢气化层；在半焦加氢气化层(14)内的上部设置氢气分配器(12)和与之相通的氢气进气口(11)；在焦炭加氢气化层(13)和半焦加氢气化层(14)中设置与氢气分配器(12)相通的换热管束(12A)，在换热管束的每一根管子下端出气口设有挡气板，以便低温氢气气化剂通过氢气进气口(11)经氢气分配器(12)进入换热管束(12A)，在向下流动的过程中吸收管外的C+2H2＝CH4反应热，被加热到700℃以上，从挡气板与管子下端口之间的间隙进入焦炭加氢气化层；
1.3.被加热的氢气气化剂沿煤气炉截面均向上依次：①流入焦炭加氢气化层(13)，与其中具有活性的碳元素进行C+2H2＝CH4放热反应生成甲烷，②流入半焦加氢气化层(14)，与半焦中丰富的活性碳元素进行C+2H2＝CH4放热反应生成甲烷，③流入加氢干馏层(17)利用带入的热量使原煤进行加氢热解、干馏、气化生成甲烷和气态多碳烃，④流入干燥层(18)加热原料煤，吸收原料煤析出的水蒸汽后，成为富含甲烷、多碳烃的氢煤气，经富烃煤气出口(21)流出煤气炉进入后续工艺设备；
1.4.筛板(15)既承载原料煤重量，还将干馏过程中粘结粒度过大的半焦留在干馏段，经搅拌器破碎后再穿过筛板落入半焦加氢气化段，以防止焦粒在氢气分配器、或换热管束、或集气器的焦粒通道中堵塞，设置搅拌器和筛板还有既均匀干馏层截面气相阻力，又有利于原料煤均匀下移，并顺利通过氢气分配器、换热管束和煤气集气器进入水煤气段的功能；
1.5.在富烃煤气出口和水煤气出口设置限流装置，调节、控制集气器与氢气分配器之间的压差趋近于0，以减少、防止氢气与水煤气之间串气的几率。
1.6.在干燥层、干馏层、半焦加氢气化层、焦炭加氢气化层，水蒸汽气化层，以垂直间距500mm，设置测温热电偶，以监控其温度。
2.根据根据权利要求1所述的，加压移动床富烃氢煤气与水煤气分级制取炉，其特征在于，工艺压力为1～3MPa，或3～6MPa，或6～10MPa，或10～20MPa。
3.根据权利要求1所述的，加压移动床富烃氢煤气与水煤气分级制取炉，其特征在于，氢气气化剂的温度为20～200℃，或200～400℃，或400～600℃，或600～800℃；氢气气化剂中甲烷含量0～5％，或5～10％，或10～20％或30～40％；氢气气化剂中CO+CO2+H2O≤20％。
4.根据权利要求1所述的，加压移动床富烃氢煤气与水煤气分级制取炉，其特征在于，原料煤从炉顶入炉后进入干燥层，在缓慢的向下移动中与上升的富烃氢煤气逆流接触换热，在被上升的富烃氢煤气加热析出水分后，温度升至300～350℃向下移动进入加氢热解干馏层，原料煤被进一步加热的同时，煤中的多碳烃受热发生变形、融化、裂解、气化，致使煤粒膨胀并出现大量微孔，其比表面积迅速增加大，由于来自半焦加氢层的氢煤气富含甲烷和氢气，煤中多碳烃受其相平衡的制约，将使干馏层大幅减少甲烷和氢气的生成，从而增加气态多碳烃的生成，进而提高气态多碳烃(油)产率；原料煤在缓慢下移中温度升高，其干馏出来的焦油也完成裂解、气化，在600℃左右变为比表面积巨大，且附着焦油裂解残存的大量活性碳元素的半焦；
半焦在搅拌器的推动下穿过筛板下移进入半焦加氢气化层，与自下而上含有较少甲烷的氢煤气逆流接触，半焦中附着的活性碳元素与气相中的氢元素迅速进行C+2H2＝CH4反应，生成大量甲烷并放出大量热量，在加热换热管束(12A)内的氢气气化剂的同时，使床层温度升高，使半焦变为焦炭；焦炭在继续缓慢下移中进入焦炭加氢气化层，并与自下而上的氢气逆流接触在加热氢气的同时，由于氢气的分压占总压的绝大部分甚至全部，虽然床层温度高，气相甲烷的实际浓度仍然是远小于C+2H2＝CH4化学平衡浓度，加之高温提高了焦炭与氢气的分子动能，使焦炭与氢气中的活性分子分率大为增加，进而十分有利于C+2H2＝CH4生成甲烷的反应进行，所以在焦炭加氢气化层仍然有相当的甲烷生成；
入炉原料煤在经过上述干燥、干馏、半焦加氢气化、焦炭加氢气化后，总质量根据灰分、水分的不同减少30～80％，碳元素减少40～70％，成为残焦；
残焦继续下移进入水煤气段，经过煤气收集器上设置的残焦通道，进入水蒸汽气化层，与自下而上的高温水蒸汽进行C+H2O＝CO+H2水煤气反应，使残焦中的大部分碳元素转化为CO，含有少部分碳元素的残焦继续下移，进入氧化燃烧层与自下而上的含氧水蒸汽逆流接触，由于氧气的的强烈氧化特点，使残焦中的残存的碳元素迅速燃烧，在生成CO2的同时放出大量的热量，使氧化层的温度达到1000℃以上，将残炭烧尽成为灰渣；
由氧气和水蒸汽混合组成的含氧气化剂从炉底入炉后，穿过炉篦之下而上经过灰渣层，吸收其携带的热量，温度升高到600℃左右进入氧气气化燃烧层，气化剂中的氧气使残焦中残存的碳元素迅速燃烧气化，生成CO2并放出大量的热量，使气化剂中的水蒸汽和床层温度达到1000℃以上，灰熔点以下，含有CO2的高温水蒸汽自下而上，将热量传给残焦的同时与残焦中的碳元素，进行吸热的水蒸汽气化反应C+H2O＝CO+H2，使残焦中的大部分碳元素与水蒸汽中30～40％水分子反应，转化为粗煤气中的CO和H2，成为温度在700℃左右的湿热粗煤气，粗煤气继续上升进入集气器并通过粗煤气出口流出煤气炉。
5.根据权利要求1所述的，加压移动床富烃氢煤气与水煤气分级制取炉，其特征在于，原料煤为褐煤、或烟煤，或焦炭、或无烟煤、或粘结指数G≤20的各种含碳固体物料。
6.根据权利要求1所述的，加压移动床富烃氢煤气与水煤气分级制取炉，其特征在于，在采无粘结性煤时，煤气炉内不设搅拌器和筛板。
7.根据权利要求1所述的，加压移动床富烃氢煤气与水煤气分级制取炉，其特征在于，煤气炉气化床层高径比与原料煤的气化活性成反比，高活性煤焦采用的高径比取小值，低活性煤焦高径比值取大值，水煤气段气化床层高径比值0.5～2，氢煤气段的高径比值在2～4；该分级制取炉内径1.2～2米，或2～4米，或4～6米，或6～10米。
8.根据权利要求1所述的，加压移动床富烃氢煤气与水煤气分级制取炉，其特征在于，原料煤、或型煤粒度10～50mm，或30～80mm；筛板上的开孔为筛板上的漏焦孔为环形通道，上平面通道宽100mm，下平面通道宽120mm，环间距130mm。
9.根据根据权利要求1所述的，加压移动床富烃氢煤气与水煤气分级制取炉，其特征在于，氢煤气段内气相介质中水汽含量远低于水煤气段，其承压壳体夹套冷却水与水煤气段冷却水分别循环。
10.根据根据权利要求1所述的，加压移动床富烃氢煤气与水煤气分级制取炉，其特征在于，水煤气段最高温度为灰熔点温度以下的干排渣气化方式，或灰熔点温度以上的熔渣气化方式。
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