CN112029544A - 催化气化方法及装置 - Google Patents

Abstract

本申请提供了一种催化气化方法及装置，涉及煤气化技术领域。本申请提供的催化气化方法包括以下步骤：S1，负载有催化剂的煤粉进行催化气化反应生成粗煤气；S2，粗煤气以及随所述粗煤气带出的小颗粒煤粉、催化剂和煤焦油在预设温度下进行处理，所述催化剂达到初熔条件；S3，初熔的所述催化剂在所述小颗粒煤粉的表面均匀分布，使所述小颗粒煤粉内部的残碳及煤焦油进一步反应生成第一产物，所述小颗粒煤粉内部形成丰富的孔道并捕集金属离子。该方法可以减少粗煤气中催化剂的带出，使催化剂充分参与催化气化反应，减少催化剂损失，节约成本，金属离子可以得到有效的固定，降低金属离子进入后系统造成设备腐蚀的可能性，减少工艺投资。

Description

催化气化方法及装置

技术领域

本公开涉及煤气化技术领域，尤其涉及一种催化气化方法及装置。

背景技术

在煤气化技术领域，煤催化气化技术是以甲烷为目标产品的先进的第三代煤气化技术。具体通过在高压流化床中，一定压力温度条件下煤与水蒸汽(H2O)、氢气(H2)、一氧化碳(CO)组成的气化剂在催化剂的催化作用下进行气化反应，生成高浓度的甲烷(CH4)。煤催化气化技术与其他煤气化技术相比，具有甲烷含量高、气化反应所需的温度低等优点。

由于催化气化技术处理的原料为粉煤，炉型大多采用流化床作为反应器，故气化炉系统出口带出的煤颗粒及催化剂的量较大，由于催化剂价格相对较高，相对于煤的损失，催化剂的损失对气化技术经济性的影响最大。同时由于气化炉出口粗煤气带出部分离子态的催化剂，对后系统会造成严重的腐蚀性，也会造成后期设备维修投入逐渐增加。

发明内容

为了解决上述技术问题或者至少部分地解决上述技术问题，本公开提供了一种催化气化方法及装置

第一方面，本发明提供了催化气化方法，所述方法包括以下步骤：

S1，负载有催化剂的煤粉进行催化气化反应生成粗煤气；

S2，粗煤气以及随所述粗煤气带出的小颗粒煤粉、催化剂、煤焦油在预设温度下进行处理，所述催化剂达到初熔条件；

S3，初熔条件的所述催化剂在所述小颗粒煤粉的表面均匀分布，使所述小颗粒煤粉内部的残碳以及煤焦油进一步反应生成第一产物，所述小颗粒煤粉内部形成丰富的孔道并富集金属离子。

作为本发明所述方法的优选技术方案，步骤S2中，所述预设温度下进行处理包括在二次反应器中进行反应，所述二次反应器内的反应温度达到所述催化剂的初熔温度。

作为本发明所述方法的优选技术方案，所述预设温度为600℃～800℃。

作为本发明所述方法的优选技术方案，还包括步骤S4，所述第一产物进行旋风处理，得到煤粉颗粒和第二产物。

作为本发明所述方法的优选技术方案，还包括步骤S5，所述第二产物通过焦炭过滤器进行过滤，使所述第二产物中的催化剂离子吸附在焦炭上，并得到第三产物。

作为本发明所述方法的优选技术方案，还包括步骤S6，所述第三产物中的氢气和一氧化碳发生甲烷化反应，生成另一股含甲烷的气体物流，并得到第四产物。

作为本发明所述方法的优选技术方案，还包括步骤S7，所述第四产物进行酸性气体脱除。

作为本发明所述方法的优选技术方案，所述步骤S5和所述步骤S6之间还包括步骤S8，步骤S8，所述第三产物进行废热回收，供步骤S1中催化气化使用，经过所述废热回收后，所述第三产物中的粗煤气返回到步骤S2中。

第二方面，本发明还提供了一种催化气化装置，应用于所述的催化气化方法，包括：

气化炉，用于煤粉的催化气化反应以生成粗煤气，所述气化炉包括粉煤进口和粗煤气出口；

二次反应器，用于所述粗煤气的二次高温反应以使催化剂达到初熔条件，所述二次反应器的进口与所述粗煤气出口连通。

在一种可能的设计中，所述催化气化装置还包括：

旋风分离器，所述旋风分离器的进口与所述粗煤气出口连通，所述旋风分离器的粉尘出口通过返灰装置与所述气化炉连通；

焦炭过滤装置，所述焦炭过滤装置的进口与所述旋风分离器的出口连通；

废热锅炉，所述废热锅炉的蒸汽出口与所述气化炉连通，所述废热锅炉的进口与所述焦炭过滤装置的出口连通；

甲烷化反应器，所述甲烷化反应器的进口与所述废热锅炉的出口连通；

酸性气体脱除装置，所述酸性气体脱除装置的进口与所述甲烷化反应器的出口连通。

本公开实施例提供的技术方案与现有技术相比具有如下优点：

本发明提供的催化气化方法中，催化剂达到初熔条件时使得催化剂具有最高的粘性系数，故一方面可以将小颗粒的煤粉黏在一起形成大的煤粉颗粒，在流化床中停留较长的气化时间，减少煤粉的带出以及催化剂的带出，增大催化气化流化床的转化效率。另一方面初熔流动的催化剂使得催化剂在煤颗粒表面二次均匀分布，可以促使煤颗粒内部的残碳进一步与粗煤气中的二氧化碳(CO₂+C＝CO)和水蒸气(H₂O+C＝CO+H₂)发生气化反应生成更多的一氧化碳和氢气，一氧化碳和氢气发生反应生成甲烷，使甲烷的含量增加。

另外，气相中游离的催化剂离子一方面少部分可以通过初融态催化剂的粘附性而被捕集下来，另一方面，初熔流动的催化剂可以促进煤焦油在煤颗粒表面发生催化裂解生成更多的气态小分子，且高温和催化剂加剧了气相反应，使生成的气体快速溢出，煤颗粒内部形成丰富孔道的同时使得煤颗粒发生体积膨胀，进而使得煤粉颗粒成为了良好的吸附材料，将气相中的金属离子富集并固定下来。

本方法可以减少粗煤气中催化剂的带出，使催化剂充分参与催化气化反应，减少催化剂损失，节约成本，金属离子可以得到有效的固定，降低金属离子进入后系统造成设备腐蚀的可能性，减少后期设备维修费用的投入，减少工艺投资。

附图说明

此处的附图被并入说明书中并构成本说明书的一部分，示出了符合本公开的实施例，并与说明书一起用于解释本公开的原理。

为了更清楚地说明本公开实施例或现有技术中的技术方案，下面将对实施例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，对于本领域普通技术人员而言，在不付出创造性劳动性的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。

图1为本公开实施例所述催化气化方法的示意性流程图；

图2为本公开实施例所述催化气化装置的第一种结构示意图；

图3为本公开实施例所述催化气化装置的第二种结构示意图。

附图标记：

11-气化炉；

12-二次反应器；

13-旋风分离器；

14-焦炭过滤装置；

15-废热锅炉；

16-甲烷化反应器；

17-酸性气体脱除装置；

18-煤进料装置；

19-产品；

20-返灰装置。

具体实施方式

为了能够更清楚地理解本公开的上述目的、特征和优点，下面将对本公开的方案进行进一步描述。需要说明的是，在不冲突的情况下，本公开的实施例及实施例中的特征可以相互组合。

在下面的描述中阐述了很多具体细节以便于充分理解本公开，但本公开还可以采用其他不同于在此描述的方式来实施；显然，说明书中的实施例只是本公开的一部分实施例，而不是全部的实施例。

图1为本公开实施例所述催化气化方法的示意性流程图。本发明提供的催化气化方法包括以下步骤：

S1，负载有催化剂的煤粉进行催化气化反应生成粗煤气；

S2，粗煤气以及随粗煤气带出的小颗粒煤粉、催化剂、煤焦油在预设温度下进行处理，催化剂达到初熔条件；

S3，初熔条件的催化剂在小颗粒煤粉的表面均匀分布，使小颗粒煤粉内部的残碳以及煤焦油进一步反应生成第一产物，小颗粒煤粉内部形成丰富的孔道并富集金属离子。

催化气化反应的具体反应如下：

煤气化反应：C+H₂O→CO+H₂

水煤气变换反应：CO+H₂O→CO₂+H₂

甲烷化反应：CO+H₂→CH₄+H₂O。

本实施例中，催化剂达到初熔条件时使得催化剂具有最高的粘性系数，故一方面可以将小颗粒的煤粉黏在一起形成大的煤粉颗粒，在流化床中停留较长的气化时间，减少煤粉的带出以及催化剂的带出，增大催化气化流化床的转化效率。另一方面初熔流动的催化剂使得催化剂在煤颗粒表面二次均匀分布，可以促使煤颗粒内部的残碳进一步与粗煤气中的二氧化碳(CO₂+C＝CO)和水蒸气(H₂O+C＝CO+H₂)发生气化反应生成更多的一氧化碳和氢气，一氧化碳和氢气发生反应生成甲烷，使甲烷的含量增加。

另外，气相中游离的催化剂离子一方面少部分可以通过初融态催化剂的粘附性而被捕集下来，另一方面，初熔流动的催化剂可以促进煤焦油在煤颗粒表面发生催化裂解生成更多的气态小分子，且高温和催化剂加剧了气相反应，使生成的气体快速溢出，煤颗粒内部形成丰富孔道的同时使得煤颗粒发生体积膨胀，进而使得煤粉颗粒成为了良好的吸附材料，将气相中的金属离子富集并固定下来。

本方法可以减少粗煤气中催化剂的带出，使催化剂充分参与催化气化反应，减少催化剂损失，节约成本，金属离子可以得到有效的固定，降低金属离子进入后系统造成设备腐蚀的可能性，减少后期设备维修费用的投入，减少工艺投资。

第一产物为粗煤气以及随粗煤气带出的小颗粒煤粉、催化剂、煤焦油在预设温度下进行处理后的产物。

本发明中使用的煤粉没有限制，可以选自烟煤、无烟煤和褐煤等，进入气化炉之前需被粉碎成煤粉。首先对选择的工艺适宜煤种进行破碎、筛分处理，以得到一定粒径分布的粉煤颗粒。在本实施例中，所述煤的粒径范围可为0～10mm。优选的，煤粒径为0～2mm。将煤处理为该粒径范围，可使其更有利于发生气化反应。然后，利用预定量的催化剂对制得的煤进行负载，其中，催化剂与煤的质量比为0.01～0.3。优选的，将催化剂与煤的质量比选在该范围内，既可促进气化反应的发生，如若催化剂为贵重催化剂时，还可节省催化剂的用量，节约成本。

本发明所采用的气化设备可以是流化床。流化床的温度设置为600℃～850℃，具有一定粒径分布的粉煤颗粒与催化剂混合后进入催化气化流化床反应器中，在原料开采及催化剂负载过程中的破碎使得原料本身含有部分的小颗粒煤粉，占总进料的20％～40％，同时进料后受到热冲击大的煤颗粒发生炸裂，形成部分容易带出的小颗粒煤粉，还有部分煤颗粒经过一段时间的反应和磨损后颗粒直径逐渐变小，也会随着流化床反应器内产生的粗煤气带出流化床系统。催化剂一部分会随着小颗粒煤粉的带出而一同带出反应器。

为了解决这一问题，在催化气化流化床反应器的出口增设二次反应器，将催化气化流化床反应器出口的混合物(包括H₂、CO、CO₂、CH₄和H₂O等粗煤气、气化炉带出的小颗粒煤粉及催化剂、少量焦油)通入二次反应器中，由于流化床气化炉出口带出的煤颗粒及催化剂为粒径和质量都较小的颗粒，故二次反应器可以选择气流床和流化床，温度较高选择气流床，温度相对低选择流化床。图2为本公开实施例所述催化气化装置的第一种结构示意图；图3为本公开实施例所述催化气化装置的第二种结构示意图。其中，图2中二次反应器为气流床，图3中二次反应器为流化床。

在二次反应器设计中反应温度需要达到催化剂的液相温度，即初熔温度，也就是催化剂的初熔条件，其中初融温度为催化剂与煤粉等混合物的低共熔温度，催化剂可以为碱金属、碱土金属或过渡金属。

进一步优选二次反应器为高温反应器。二次反应器的高温可以采用外供热、燃烧部分可燃气体或者向二次反应器中通入少部分氧气，使得氧气和粗煤气燃烧放热而达到预设温度。

下面对高温反应器中的相关设计原理进行阐述：催化气化流化床反应器的设计思路中为了确保操作的平稳(不结渣)、碳的有效转化(煤中的碳在催化剂的作用下以最多的形式参与气化反应而不是燃烧反应)同时可以达到有更高的甲烷产率，催化流化床的操作温度普遍偏低通常在600℃～850℃。换言之，二次反应器内的反应温度达到的预设温度为600℃～850℃。与进料所负载的催化剂量相比，粗煤气带出的物料富集了更多的催化剂，主要包括原料负载的催化剂及挥发出来的催化剂。故催化剂低共熔的初熔温度应在600℃～850℃之间，由于催化剂的富集使得催化剂中含有的碱金属与碱土金属的助熔作用凸显出来。

由于粗煤气中成分复杂气液固三态并存，故高温二次反应器的主要目的是将组分复杂的粗煤气处理为成分相对单一的物质。由于粗煤气中催化剂富集使得煤颗粒中的灰成分在高温条件下与富集的催化剂发生低温共熔，使得共熔后的催化剂显示出良好的粘结性和流动性，催化剂达到初熔条件时使得催化剂具有最高的粘性系数，故一方面可以将小颗粒的煤粉黏在一起形成大的煤粉颗粒，这样经过后续的旋风处理及返灰系统后由于颗粒增大，故可以在流化床中停留较长的气化时间，减少了煤粉和催化剂的带出，从而增大了催化气化流化床的转化效率。另一方面初熔流动的催化剂使得催化剂在煤颗粒表面二次均匀分布，可以促使煤颗粒内部的残碳进一步与粗煤气中的二氧化碳(CO₂+C＝CO)和水蒸气(H₂O+C＝CO+H₂)发生气化反应生成更多的一氧化碳和氢气，使得甲烷含量增加。同时可以促进煤焦油在催化剂的作用下在煤颗粒表面发生催化裂解生成更多的气态小分子。气相中游离的催化剂离子少部分可以通过催化剂的粘附性而被捕集下来，使得催化剂富集加速熔融发生，同时高温和催化剂加剧了小颗粒煤粉中的碳的气相反应生成的气体快速溢出，使得煤颗粒内部形成丰富的孔道同时使得煤颗粒发生体积膨胀，进而使得煤粉颗粒成为了良好的吸附材料，进而将粗煤气中的金属离子捕集并固定至煤颗粒内部，有利于返炉后的二次催化气化反应。

由于经过高温二次反应器进行了二次反应，故粗煤气中惰性气体CO₂的组分大幅降低，气体产品中一氧化碳、氢气、甲烷的占比高达90％。(在常规工艺中由于CO₂的占比高达40％～60％，故必须先经过酸性气体脱除工艺将气体中的CO₂去除后再进行甲烷产品的合成)根据洁净煤气的组成特点。

在一种具体的实施方式中，还包括步骤S4，将第一产物进行旋风处理，得到煤粉颗粒和第二产物。

由于第一产物中含有随粗煤气带出的小颗粒煤粉、催化剂、煤焦油等，经过旋风处理后，可以将固体颗粒分离并排至流化床中再次进行反应，提高碳转化率。第二产物为较纯净的粗煤气。旋风处理可以通过旋风分离器处理。

由于在高温条件下催化剂显示出良好的粘结性和流动性，催化剂达到初熔条件时使得催化剂具有最高的粘性系数，可以将小颗粒的煤粉黏在一起形成大的煤粉颗粒，这样经过旋风处理及返灰系统后由于颗粒增大，故大的煤粉颗粒可以在流化床中停留较长的气化时间，减少了煤粉的带出，从而增大了催化气化流化床的转化效率。

经过高温二次反应器的气固混合物进入旋风系统，将煤颗粒与高温粗煤气分离开来，分离下来的固体颗粒返回至气化炉底部，由于颗粒经过高温催化反应后含碳量极低，故进入流化床气化炉后便可作为灰渣由流化床气化炉的底部排出。

由于煤粉颗粒经过高温粘合后体积和质量均成倍增加(煤粉颗粒经过高温粘合后质量增加2-5倍)，故可以使得旋风系统的效率得到大幅提升。高温二次反应器中可以通入气流，当气流较大时，煤粉颗粒经过高温粘合后质量增加较小，如增加两倍；当气流较小时，煤粉颗粒经过高温粘合后质量增加较大，如增加五倍。具体可以通过需要调整气流大小。

在一种具体的实施方式中，步骤S2中，预设温度下进行处理包括在二次反应器中进行反应，二次反应器内的反应温度达到催化剂的初熔温度。

在一种具体的实施方式中，预设温度为600℃～800℃。可以确保操作的平稳、碳的有效转化同时可以达到有更高的甲烷产率。

在一种具体的实施方式中，还包括步骤S5，将第二产物通过焦炭过滤器进行过滤，使第二产物中的催化剂离子吸附在焦炭上，并得到第三产物。第三产物为第二产物除去碳后的产物。经过旋风处理的高温粗煤气进高温焦炭过滤器进一步进行过滤，将高温粗煤气中极为少量的催化剂离子吸附至焦炭上，吸附饱和后的焦炭经过破碎后可以作为流化床催化气化的原料进行催化反应。从焦炭过滤器出来后的洁净高温煤气进入废锅系统进行热量回收，副产的蒸汽可以供流化床催化气化使用。

在一种具体的实施方式中，还包括步骤S6，将第三产物中的氢气和一氧化碳发生甲烷化反应，生成另一股含甲烷的气体物流，并得到第四产物。第四产物为含甲烷的气体流。在常规工艺中由于CO₂的占比高达40-60％，故必须先经过酸性气体脱除工艺将气体中的CO₂去除后再进行甲烷产品的合成，根据洁净煤气的组成特点，本方案采用先进行部分甲烷化的合成，由于甲烷化反应是一个体积减少的反应(4个气体分子产生一个甲烷分子)将大部分的一氧化碳和氢气合成甲烷产品后，气体的体积大幅减少。甲烷化反应可以在甲烷化反应器中进行。

在一种具体的实施方式中，还包括步骤S7，将第四产物进行酸性气体脱除。本实施例先将气体中的CO₂去除后再进行甲烷产品的合成，可以大幅降低酸洗气体脱除工艺的投资及运行消耗，进而得到甲烷产品。算清气体脱除可以在酸性气体脱除装置中进行。

在一种具体的实施方式中，步骤S5和步骤S6之间还包括步骤S8：第三产物进行废热回收，供步骤S1中催化气化使用，经过废热回收后，第三产物中的粗煤气返回到步骤S2中，并在预设温度下进行处理。

在二次反应器中为了保持高温同时不牺牲煤气(通氧气与粗煤气燃烧放热)，可以将部分由换热处理后的粗煤气循环回二次反应器中，通过催化剂的甲烷化作用使得循环回二次反应器中的一氧化碳和氢气继续发生甲烷化反应，并通过甲烷化反应的放热维持二次反应器的高温。

在一种具体的实施方式中，粗煤气包括H₂、CO、CO₂、CH₄、H₂O。

如图2和图3所示，本发明还提供了一种催化气化装置，应用于的催化气化方法，包括：煤进料装置18、气化炉11和二次反应器12；气化炉11用于煤粉的催化气化反应以生成粗煤气，气化炉11包括粉煤进口和粗煤气出口；二次反应器12用于粗煤气的二次高温反应以使催化二次反应器12剂达到初熔条件，二次反应器12的进口与粗煤气出口连通。可以是流化床。气化炉11中为还原性气氛，煤中的碳大都被气化转化掉，气化后得到富含甲烷产品气进入后续系统进行处理。二次反应器12可以使粗煤气中惰性气体CO₂的组分大幅降低，气体产品中一氧化碳、氢气、甲烷的占比高达90％。其中，图2中二次反应器为气流床，图3中二次反应器为流化床。

由于二次反应器12的设置使得出二次反应器12出口的气体中酸性气体二氧化碳含量参与反应而进一步减少，使得粗煤气通过焦炭过滤器净化及换热后可直接进行甲烷合成，而后进行简单的酸性气体脱除后便可直接作为产品使用。与常规工艺先进行酸性气体脱除后进行甲烷化合成相比节省了酸性气体脱除的工艺投资，且增加了甲烷产品的产量。

在一种可能的设计中，催化气化装置还包括：旋风分离器13、焦炭过滤器、废热锅炉15、甲烷化反应器16和酸性气体脱除装置17。

旋风分离器13的进口与粗煤气出口连通，旋风分离器13的粉尘出口通过返灰装置20与气化炉11连通，将煤颗粒与高温粗煤气分离开来，分离下来的固体颗粒返回至气化炉11底部。焦炭过滤装置14可以为焦炭过滤器，焦炭过滤装置14的进口与旋风分离器13的出口连通；废热锅炉15的蒸汽出口与气化炉11连通，废热锅炉15的进口与焦炭过滤装置14的出口连通；甲烷化反应器16的进口与废热锅炉15的出口连通；酸性气体脱除装置17用于酸性气体脱除，酸性气体脱除装置17的进口与甲烷化反应器16的出口连通，经过酸性气体脱除装置17后，得到甲烷产品19。

旋风分离器13将煤颗粒与高温粗煤气分离开来，分离下来的固体颗粒返回至气化炉11底部。旋风系统出来的高温粗煤气进如高温焦炭过滤器进一步进行过滤，将高温粗煤气中极为少量的催化剂离子吸附至焦炭上，吸附饱和后的焦炭经过破碎后可以作为气化炉11的原料进行催化反应。从焦炭过滤器出来后的洁净高温煤气进入废热锅炉15进行热量回收，副产的蒸汽可以气化炉11使用。

综上所述，本申请实施例可以有效的解决目前催化气化流化床气化炉带出大及后系统气固液分离难度大的问题，同时通过增设高温二次反应器可以使得粗煤气的组成及成分发生有利转变，使得后系统的工艺流程大幅缩短，同时降低后系统的投资与运行成本。

需要说明的是，在本文中，诸如“第一”和“第二”等之类的关系术语仅仅用来将一个实体或者操作与另一个实体或操作区分开来，而不一定要求或者暗示这些实体或操作之间存在任何这种实际的关系或者顺序。而且，术语“包括”、“包含”或者其任何其他变体意在涵盖非排他性的包含，从而使得包括一系列要素的过程、方法、物品或者设备不仅包括那些要素，而且还包括没有明确列出的其他要素，或者是还包括为这种过程、方法、物品或者设备所固有的要素。在没有更多限制的情况下，由语句“包括一个……”限定的要素，并不排除在包括所述要素的过程、方法、物品或者设备中还存在另外的相同要素。

以上所述仅是本公开的具体实施方式，使本领域技术人员能够理解或实现本公开。对这些实施例的多种修改对本领域的技术人员来说将是显而易见的，本文中所定义的一般原理可以在不脱离本公开的精神或范围的情况下，在其它实施例中实现。因此，本公开将不会被限制于本文所述的这些实施例，而是要符合与本文所公开的原理和新颖特点相一致的最宽的范围。

Claims (10)

1.一种催化气化方法，其特征在于，所述方法包括以下步骤：

S1，负载有催化剂的煤粉进行催化气化反应生成粗煤气；

S2，粗煤气以及随所述粗煤气带出的小颗粒煤粉、催化剂和煤焦油在预设温度下进行处理，所述催化剂达到初熔条件；

S3，初熔的所述催化剂在所述小颗粒煤粉的表面均匀分布，使所述小颗粒煤粉内部的残碳及煤焦油进一步反应生成第一产物，所述小颗粒煤粉内部形成丰富的孔道并富集金属离子。

2.根据权利要求1所述的催化气化方法，其特征在于，步骤S2中，所述预设温度下进行处理包括在二次反应器中进行反应，所述二次反应器内的反应温度达到所述催化剂的初熔温度。

3.根据权利要求1或2所述的催化气化方法，其特征在于，所述预设温度为600℃～800℃。

4.根据权利要求1所述的催化气化方法，其特征在于，还包括步骤S4，所述第一产物进行旋风处理，得到煤粉颗粒和第二产物。

5.根据权利要求4所述的催化气化方法，其特征在于，还包括步骤S5，所述第二产物通过焦炭过滤器进行过滤，使所述第二产物中的催化剂离子吸附在焦炭上，并得到第三产物。

6.根据权利要求5所述的催化气化方法，其特征在于，还包括步骤S6，所述第三产物中的氢气和一氧化碳发生甲烷化反应，生成另一股含甲烷的气体物流，并得到第四产物。

7.根据权利要求6所述的催化气化方法，其特征在于，还包括步骤S7，所述第四产物进行酸性气体脱除。

8.根据权利要求6所述的催化气化方法，其特征在于，所述步骤S5和所述步骤S6之间还包括：步骤S8，所述第三产物进行废热回收，供步骤S1中催化气化使用，经过所述废热回收后，所述第三产物中的粗煤气返回到步骤S2中。

9.一种催化气化装置，其特征在于，应用于如权利要求1～8任一项所述的催化气化方法，包括：

气化炉(11)，用于煤粉的催化气化反应以生成粗煤气，所述气化炉(11)包括粉煤进口和粗煤气出口；

二次反应器(12)，用于所述粗煤气的二次高温反应以使所述催化剂达到初熔条件，所述二次反应器(12)的进口与所述粗煤气出口连通。

10.根据权利要求9所述的催化气化装置，其特征在于，还包括：

旋风分离器(13)，所述旋风分离器(13)的进口与所述粗煤气出口连通，所述旋风分离器(13)的粉尘出口通过返灰装置与所述气化炉(11)连通；

焦炭过滤装置(14)，所述焦炭过滤装置(14)的进口与所述旋风分离器(13)的出口连通；

废热锅炉(15)，所述废热锅炉(15)的蒸汽出口与所述气化炉(11)连通，所述废热锅炉(15)的进口与所述焦炭过滤装置(14)的出口连通；

甲烷化反应器(16)，所述甲烷化反应器(16)的进口与所述废热锅炉(15)的出口连通；

酸性气体脱除装置(17)，所述酸性气体脱除装置(17)的进口与所述甲烷化反应器(16)的出口连通。

Images