CN111057585B - 煤流化气化的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种煤流化气化的方法，主要解决现有技术中存在的碳转化率和气化强度低、甲烷产率偏低的问题。本发明通过一种煤高效流化气化装置及反应方法，通过设计合理的流化床反应器高度，并根据各反应区的反应特点将流化指数控制在优化范围内，提高了反应器内的流化质量与碳转化率，同时通过组合式气固分离设备进行高效分离的技术方案，较好的解决了上述技术问题，可应用于煤气化的工业生产中。

Description

煤流化气化的方法
技术领域
本发明涉及一种煤流化气化装置及方法。
背景技术
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***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***，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，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炭转化转化方法。
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、甲烷产率偏低的问题，提供一种煤高效流化气化方法。该方法中流化床反应器具有流化质量好、颗粒与气体、颗粒与颗粒之间的传递接触效率高、碳转化率高、气化强度高、甲烷产率高、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装置。
为解决上述技术问题之一，本发明采用的技术方案如下：包括如下几个步骤：
(a)、催化剂与粉煤原料(C)进入流化床反应器(2)中与气化剂(B)进行反应，反应后的粗煤气(E)与未完全反应的半焦在气固分离设备(4)内进行分离，分离后的粗煤气(E)进入后续设备进行净化与分离；
(b)、分离后的半焦经过返料装置，与气化剂(B)同时进入流化床反应器(2)中进行混合与反应，反应后的大颗粒渣与部分未完全反应的含碳颗粒经过阀门控制进入排渣装置(1)中，经过颗粒分级后由排渣装置(1)的底部排出大颗粒渣，而其他含碳颗粒则通过排渣装置(1)的上部流入流化床反应器(2)的上端继续参与反应；
所述流化床反应器(2)的高度大于相对流化高度的5倍，该相对流化高度为：
Figure GDA0002094533390000031
上述技术方案中，所述气化剂选自氧气、空气、液态水、水蒸气、二氧化碳或氢气中的至少一种。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％。所述流化床反应器2内的流化指数范围为0.01-5，优选范围为0.02-0.1。所述流化床反应器2内任意一点的温度不低于500℃，任意一点的压力不低于1MPa。所述流化指数为，
Figure GDA0002094533390000032
为解决上述问题之二，本发明采用的技术方案如下：一种煤高效流化气化装置，主要设备包括：流化床反应器2、沉降段3、气固分离设备4以及排渣装置1，其中流化床反应器2上端扩径后与沉降段3底部相连通，沉降段3与气固分离设备4相连通，气固分离设备4的底部与流化床反应器2相连通，排渣装置1的上端与流化床反应器2的底部相连通，所述流化床反应器(2)的高度大于相对流化高度的5倍，该相对流化高度为：
Figure GDA0002094533390000033
上述技术方案中，所述沉降段3的直径大于流化床反应器2直径的1.5倍。所述流化床反应器2内部包括热解区、合成气生成区与甲烷生成区，且三个区顺序依次排列。所述流化床反应器2的高度大于相对流化高度的6～12倍。所述气固分离设备4由至少2组串联的旋风分离器或至少2组串联的旋风分离器与过滤器组合而成，所述气固分离设备4可设置在沉降段3的内部或者外部。
一种煤高效流化气化方法，包括如下几个步骤：
a、催化剂与粉煤原料C进入流化床反应器2中与气化剂B进行反应，反应后的粗煤气E与未完全反应的半焦在气固分离设备4内进行分离，分离后的粗煤气E进入后续设备进行净化与分离；
b、分离后的半焦经过返料装置，与气化剂B同时进入流化床反应器2中进行混合与反应，反应后的大颗粒渣与部分未完全反应的含碳颗粒经过阀门控制进入排渣装置1中，经过颗粒分级后由排渣装置1的底部排出大颗粒渣，而其他含碳颗粒则通过排渣装置1的上部流入流化床反应器2的上端继续参与反应。
本发明中，所述流化床反应器2中的粉煤颗粒在气化剂与反应生成的气体的作用下进行剧烈地上下、径向地循环与反混运动。因此流化床体容易发生床层膨胀，且需尽量满足粉煤颗粒在床层的上下运动循环的足够路径与时间，以避免大部分颗粒流入沉降段中，因此所述流化床反应器2的高度需大于相对流化高度的5倍。相对流化高度的确定如下：
Figure GDA0002094533390000041
本发明中，由于颗粒在床层内不断地反应变细后，容易被吹离流化床反应器2。而所述沉降段3的直径大于流化床反应器2的1.5倍后，能够有效避免较大部分的颗粒被夹带离开。
本发明中，由于粉煤的颗粒逐渐反应后变细，所以含碳细粉的半焦较多，因此对分离设备的要求很高。现有技术的1级旋风分离器很难将含碳细粉分离下来，因此本发明采用组合式的分离方法，加入多级旋风分离器组串联，如在压降允许范围内，再在旋风分离器组的后面加上过滤器，以满足分离要求，提高碳转化率。所述过滤器可为金属烧结过滤器，也可为陶瓷过滤器。所述过滤器的型式可为烛式过滤器，也可选择多组滤芯并联形成过滤组满足分离要求。
本发明中，所述流化床反应器2内的流化指数范围为0.01-5，优选范围为0.02-0.1。流化指数由下面的公式确定：
Figure GDA0002094533390000042
通过调整入炉煤的进料方式、气化剂的分布器、流化床反应器内的温度、流化床反应器内构件(如合适的导流挡板等)，将流化指数控制在优选范围(0.02-0.1)内，使得流化床反应器内部的传质传热效率非常高，有利于粉煤的高效转化。由于流化床反应器2内在着热解、气化与甲烷化等多种反应。这三种主要反应的最优化条件也不尽相同，根据其各自的反应特点，提出了更细的优选的流化指数。优选地，气化区的流化指数小于或等于甲烷化区的流化指数。
本发明中，所述流化床反应器2内的流化形式为鼓泡流化床或湍动流化床，床内气相线速控制在0.1-2m/s。所述流化床反应器2内任意一点的温度不低于500℃、任意一点的压力不低于1MPa。
本发明的反应装置与方法不仅仅限于用在富产甲烷工艺中，还可以用在粉煤制燃料气、粉煤制氢等工艺中。
采用本发明的技术方案，相比现有技术，具有流化质量好、颗粒与气体、颗粒与颗粒之间的传递接触效率高、碳转化率高、气化强度高、甲烷产率高、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，反应器出口碳转化率提高了3％，甲烷浓度提高了6％，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1中，1为排渣装置；2为流化床反应器；3为沉降段；4为气固分离设备。A为灰渣；B为气化剂，选自氧气、空气、液态水、水蒸气、二氧化碳或氢气中的至少一种；C为催化剂与粉煤原料；D为循环合成气；E为粗煤气。
催化剂与粉煤原料C进入流化床反应器2中与气化剂B进行反应，反应后的粗煤气E与未完全反应的半焦在气固分离设备4内进行分离，分离后的粗煤气E进入后续设备进行净化与分离；分离后的半焦经过返料装置，与气化剂B同时进入流化床反应器2中进行混合与反应，反应后的大颗粒渣与部分未完全反应的含碳颗粒经过阀门控制进入排渣装置1中，经过颗粒分级后由排渣装置1的底部排出大颗粒渣，而其他含碳颗粒则通过排渣装置1的上部流入流化床反应器2的上端继续参与反应。
具体实施方式
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。
【实施例1】
反应流程如下：催化剂与粉煤原料进入流化床反应器中与气化剂进行反应，反应后的粗煤气与未完全反应的半焦在气固分离设备内进行分离，分离后的粗煤气进入后续设备进行净化与分离；分离后的半焦经过返料装置，与气化剂同时进入流化床反应器中进行混合与反应，反应后的大颗粒渣与部分未完全反应的含碳颗粒经过阀门控制进入排渣装置中，经过颗粒分级后由排渣装置的底部排出大颗粒渣，而其他含碳颗粒则通过排渣装置的上部流入流化床反应器的上端继续参与反应。
实验选用内蒙褐煤，将其破碎制3mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。沉降段与流化床反应器的直径之比为1.5，流化床反应器的高度与相对流化高度之比为5，气固分离设备的组合型式为2组旋风分离器，反应温度为800℃，反应压力2MPa，流化指数为0.01。气化炉出口合成气中甲烷的含量达到20.3％，整个***中碳转化率为91.5％，结果详见表1。
【实施例2】
反应流程如下：催化剂与粉煤原料进入流化床反应器中与气化剂进行反应，反应后的粗煤气与未完全反应的半焦在气固分离设备内进行分离，分离后的粗煤气进入后续设备进行净化与分离；分离后的半焦经过返料装置，与气化剂同时进入流化床反应器中进行混合与反应，反应后的大颗粒渣与部分未完全反应的含碳颗粒经过阀门控制进入排渣装置中，经过颗粒分级后由排渣装置的底部排出大颗粒渣，而其他含碳颗粒则通过排渣装置的上部流入流化床反应器的上端继续参与反应。
实验选用内蒙褐煤，将其破碎制3mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。沉降段与流化床反应器的直径之比为3，流化床反应器的高度与相对流化高度之比为5，气固分离设备的组合型式为2组旋风分离器，反应温度为800℃，反应压力2MPa，流化指数为0.01。气化炉出口合成气中甲烷的含量达到20.5％，整个***中碳转化率为91.7％，结果详见表1。
【实施例3】
反应流程如下：催化剂与粉煤原料进入流化床反应器中与气化剂进行反应，反应后的粗煤气与未完全反应的半焦在气固分离设备内进行分离，分离后的粗煤气进入后续设备进行净化与分离；分离后的半焦经过返料装置，与气化剂同时进入流化床反应器中进行混合与反应，反应后的大颗粒渣与部分未完全反应的含碳颗粒经过阀门控制进入排渣装置中，经过颗粒分级后由排渣装置的底部排出大颗粒渣，而其他含碳颗粒则通过排渣装置的上部流入流化床反应器的上端继续参与反应。
实验选用内蒙褐煤，将其破碎制3mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。沉降段与流化床反应器的直径之比为1.5，流化床反应器的高度与相对流化高度之比为6，气固分离设备的组合型式为2组旋风分离器，反应温度为800℃，反应压力2MPa，流化指数为0.01。气化炉出口合成气中甲烷的含量达到20.7％，整个***中碳转化率为92％，结果详见表1。
【实施例4】
反应流程如下：催化剂与粉煤原料进入流化床反应器中与气化剂进行反应，反应后的粗煤气与未完全反应的半焦在气固分离设备内进行分离，分离后的粗煤气进入后续设备进行净化与分离；分离后的半焦经过返料装置，与气化剂同时进入流化床反应器中进行混合与反应，反应后的大颗粒渣与部分未完全反应的含碳颗粒经过阀门控制进入排渣装置中，经过颗粒分级后由排渣装置的底部排出大颗粒渣，而其他含碳颗粒则通过排渣装置的上部流入流化床反应器的上端继续参与反应。
实验选用内蒙褐煤，将其破碎制3mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。沉降段与流化床反应器的直径之比为1.5，流化床反应器的高度与相对流化高度之比为8，气固分离设备的组合型式为2组旋风分离器，反应温度为800℃，反应压力2MPa，流化指数为0.01。气化炉出口合成气中甲烷的含量达到20.7％，整个***中碳转化率为92％，结果详见表1。
【实施例5】
反应流程如下：催化剂与粉煤原料进入流化床反应器中与气化剂进行反应，反应后的粗煤气与未完全反应的半焦在气固分离设备内进行分离，分离后的粗煤气进入后续设备进行净化与分离；分离后的半焦经过返料装置，与气化剂同时进入流化床反应器中进行混合与反应，反应后的大颗粒渣与部分未完全反应的含碳颗粒经过阀门控制进入排渣装置中，经过颗粒分级后由排渣装置的底部排出大颗粒渣，而其他含碳颗粒则通过排渣装置的上部流入流化床反应器的上端继续参与反应。
实验选用内蒙褐煤，将其破碎制3mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。沉降段与流化床反应器的直径之比为1.5，流化床反应器的高度与相对流化高度之比为5，气固分离设备的组合型式为3组旋风分离器，反应温度为800℃，反应压力2MPa，流化指数为0.01。气化炉出口合成气中甲烷的含量达到21.3％，整个***中碳转化率为93.2％，结果详见表1。
【实施例6】
反应流程如下：催化剂与粉煤原料进入流化床反应器中与气化剂进行反应，反应后的粗煤气与未完全反应的半焦在气固分离设备内进行分离，分离后的粗煤气进入后续设备进行净化与分离；分离后的半焦经过返料装置，与气化剂同时进入流化床反应器中进行混合与反应，反应后的大颗粒渣与部分未完全反应的含碳颗粒经过阀门控制进入排渣装置中，经过颗粒分级后由排渣装置的底部排出大颗粒渣，而其他含碳颗粒则通过排渣装置的上部流入流化床反应器的上端继续参与反应。
实验选用内蒙褐煤，将其破碎制3mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。沉降段与流化床反应器的直径之比为1.5，流化床反应器的高度与相对流化高度之比为5，气固分离设备的组合型式为2组旋风分离器与过滤器组合，反应温度为800℃，反应压力2MPa，流化指数为0.01。气化炉出口合成气中甲烷的含量达到23.4％，整个***中碳转化率为97.8％，结果详见表1。
【实施例7】
反应流程如下：催化剂与粉煤原料进入流化床反应器中与气化剂进行反应，反应后的粗煤气与未完全反应的半焦在气固分离设备内进行分离，分离后的粗煤气进入后续设备进行净化与分离；分离后的半焦经过返料装置，与气化剂同时进入流化床反应器中进行混合与反应，反应后的大颗粒渣与部分未完全反应的含碳颗粒经过阀门控制进入排渣装置中，经过颗粒分级后由排渣装置的底部排出大颗粒渣，而其他含碳颗粒则通过排渣装置的上部流入流化床反应器的上端继续参与反应。
实验选用内蒙褐煤，将其破碎制3mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。沉降段与流化床反应器的直径之比为1.5，流化床反应器的高度与相对流化高度之比为5，气固分离设备的组合型式为2组旋风分离器，反应温度为800℃，反应压力2MPa，流化指数为0.02。气化炉出口合成气中甲烷的含量达到25.6％，整个***中碳转化率为91.8％，结果详见表1。
【实施例8】
反应流程如下：催化剂与粉煤原料进入流化床反应器中与气化剂进行反应，反应后的粗煤气与未完全反应的半焦在气固分离设备内进行分离，分离后的粗煤气进入后续设备进行净化与分离；分离后的半焦经过返料装置，与气化剂同时进入流化床反应器中进行混合与反应，反应后的大颗粒渣与部分未完全反应的含碳颗粒经过阀门控制进入排渣装置中，经过颗粒分级后由排渣装置的底部排出大颗粒渣，而其他含碳颗粒则通过排渣装置的上部流入流化床反应器的上端继续参与反应。
实验选用内蒙褐煤，将其破碎制3mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。沉降段与流化床反应器的直径之比为1.5，流化床反应器的高度与相对流化高度之比为5，气固分离设备的组合型式为2组旋风分离器，反应温度为800℃，反应压力2MPa，流化指数为0.04。气化炉出口合成气中甲烷的含量达到25.5％，整个***中碳转化率为92.3％，结果详见表1。
【实施例9】
反应流程如下：催化剂与粉煤原料进入流化床反应器中与气化剂进行反应，反应后的粗煤气与未完全反应的半焦在气固分离设备内进行分离，分离后的粗煤气进入后续设备进行净化与分离；分离后的半焦经过返料装置，与气化剂同时进入流化床反应器中进行混合与反应，反应后的大颗粒渣与部分未完全反应的含碳颗粒经过阀门控制进入排渣装置中，经过颗粒分级后由排渣装置的底部排出大颗粒渣，而其他含碳颗粒则通过排渣装置的上部流入流化床反应器的上端继续参与反应。
实验选用内蒙褐煤，将其破碎制3mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。沉降段与流化床反应器的直径之比为1.5，流化床反应器的高度与相对流化高度之比为5，气固分离设备的组合型式为2组旋风分离器，反应温度为800℃，反应压力2MPa，流化指数为0.1。气化炉出口合成气中甲烷的含量达到25.1％，整个***中碳转化率为93.2％，结果详见表2。
【比较例1】
反应流程如下：催化剂与粉煤原料进入流化床反应器中与气化剂进行反应，反应后的粗煤气与未完全反应的半焦在气固分离设备内进行分离，分离后的粗煤气进入后续设备进行净化与分离；分离后的半焦经过返料装置，与气化剂同时进入流化床反应器中进行混合与反应，反应后的大颗粒渣与部分未完全反应的含碳颗粒经过阀门控制进入排渣装置中，经过颗粒分级后由排渣装置的底部排出大颗粒渣，而其他含碳颗粒则通过排渣装置的上部流入流化床反应器的上端继续参与反应。
实验选用内蒙褐煤，将其破碎制3mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。沉降段与流化床反应器的直径之比为1.1，流化床反应器的高度与相对流化高度之比为5，气固分离设备的组合型式为2组旋风分离器，反应温度为800℃，反应压力2MPa，流化指数为0.01。气化炉出口合成气中甲烷的含量达到20.1％，整个***中碳转化率为90.8％，结果详见表2。
【比较例2】
反应流程如下：催化剂与粉煤原料进入流化床反应器中与气化剂进行反应，反应后的粗煤气与未完全反应的半焦在气固分离设备内进行分离，分离后的粗煤气进入后续设备进行净化与分离；分离后的半焦经过返料装置，与气化剂同时进入流化床反应器中进行混合与反应，反应后的大颗粒渣与部分未完全反应的含碳颗粒经过阀门控制进入排渣装置中，经过颗粒分级后由排渣装置的底部排出大颗粒渣，而其他含碳颗粒则通过排渣装置的上部流入流化床反应器的上端继续参与反应。
实验选用内蒙褐煤，将其破碎制3mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。沉降段与流化床反应器的直径之比为1.5，流化床反应器的高度与相对流化高度之比为3，气固分离设备的组合型式为2组旋风分离器，反应温度为800℃，反应压力2MPa，流化指数为0.01。气化炉出口合成气中甲烷的含量达到19.5％，整个***中碳转化率为88.9％，结果详见表2。
【比较例3】
反应流程如下：催化剂与粉煤原料进入流化床反应器中与气化剂进行反应，反应后的粗煤气与未完全反应的半焦在气固分离设备内进行分离，分离后的粗煤气进入后续设备进行净化与分离；分离后的半焦经过返料装置，与气化剂同时进入流化床反应器中进行混合与反应，反应后的大颗粒渣与部分未完全反应的含碳颗粒经过阀门控制进入排渣装置中，经过颗粒分级后由排渣装置的底部排出大颗粒渣，而其他含碳颗粒则通过排渣装置的上部流入流化床反应器的上端继续参与反应。
实验选用内蒙褐煤，将其破碎制3mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。沉降段与流化床反应器的直径之比为1.5，流化床反应器的高度与相对流化高度之比为5，气固分离设备的组合型式为1组旋风分离器，反应温度为800℃，反应压力2MPa，流化指数为0.01。气化炉出口合成气中甲烷的含量达到17.5％，整个***中碳转化率为82.4％，结果详见表2。
【比较例4】
反应流程如下：催化剂与粉煤原料进入流化床反应器中与气化剂进行反应，反应后的粗煤气与未完全反应的半焦在气固分离设备内进行分离，分离后的粗煤气进入后续设备进行净化与分离；分离后的半焦经过返料装置，与气化剂同时进入流化床反应器中进行混合与反应，反应后的大颗粒渣与部分未完全反应的含碳颗粒经过阀门控制进入排渣装置中，经过颗粒分级后由排渣装置的底部排出大颗粒渣，而其他含碳颗粒则通过排渣装置的上部流入流化床反应器的上端继续参与反应。
实验选用内蒙褐煤，将其破碎制3mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。沉降段与流化床反应器的直径之比为1.5，流化床反应器的高度与相对流化高度之比为5，气固分离设备的组合型式为2组旋风分离器，反应温度为800℃，反应压力2MPa，流化指数为0.005。气化炉出口合成气中甲烷的含量达到18.3％，整个***中碳转化率为90.8％，结果详见表1。
【比较例4】
采用新奥集团PDU气化反应装置，原料采用褐煤，且添加10％碳酸钾作为催化剂，线速1m/s，操作温度800℃，气化得到的出口气体组分中甲烷含量14％，但其碳转化率为90％，其结果详见表1。
表1
Figure GDA0002094533390000111
Figure GDA0002094533390000121
表2
Figure GDA0002094533390000122
其中，
Figure GDA0002094533390000123
Figure GDA0002094533390000124

Claims (6)

1.一种煤流化气化的方法，包括如下几个步骤：
(a)、催化剂与粉煤原料(C)进入流化床反应器(2)中与气化剂(B)进行反应，反应后的粗煤气(E)与未完全反应的半焦在气固分离设备(4)内进行分离，分离后的粗煤气(E)进入后续设备进行净化与分离；
(b)、分离后的半焦经过返料装置，与气化剂(B)同时进入流化床反应器(2)中进行混合与反应，反应后的大颗粒渣与部分未完全反应的含碳颗粒经过阀门控制进入排渣装置(1)中，经过颗粒分级后由排渣装置(1)的底部排出大颗粒渣，而其他含碳颗粒则通过排渣装置(1)的上部流入流化床反应器(2)的上端继续参与反应；
所述流化床反应器(2)的高度大于相对流化高度的6倍，该相对流化高度为：
Figure FDA0003063882330000011
所述气体的表观线速为0.1-2m/s；
所述流化床反应器(2)内的流化指数范围为0.02-0.1，所述流化指数为，
Figure FDA0003063882330000012
所述方法采用的煤流化气化装置的主要设备包括：流化床反应器(2)、沉降段(3)、气固分离设备(4)以及排渣装置(1)，其中流化床反应器(2)上端扩径后与沉降段(3)底部相连通，沉降段(3)与气固分离设备(4)相连通，气固分离设备(4)的底部与流化床反应器(2)相连通，排渣装置(1)的上端与流化床反应器(2)的底部相连通；
所述沉降段(3)的直径大于流化床反应器(2)直径的1.5倍。
2.根据权利要求1所述的煤流化气化的方法，其特征在于所述气化剂选自氧气、空气、液态水、水蒸气、二氧化碳或氢气中的至少一种。
3.根据权利要求1所述的煤流化气化的方法，其特征在于所述催化剂选自碱金属、碱土金属、过渡金属组成的组中的至少一种；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所述的煤流化气化的方法，其特征在于所述流化床反应器(2)内任意一点的温度不低于500℃、任意一点的压力不低于1MPa。
5.根据权利要求1所述的煤流化气化的方法，其特征在于所述气固分离设备(4)由至少2组串联的旋风分离器或至少2组串联的旋风分离器与过滤器组合而成，所述气固分离设备(4)设置在沉降段(3)的内部或者外部。
6.根据权利要求1所述的煤流化气化的方法，其特征在于所述流化床反应器(2)内部包括热解区、合成气生成区与甲烷生成区，且三个区顺序依次排列。
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