一种催化气化装置、系统及方法与流程

本发明涉及催化气化技术领域，尤其涉及一种催化气化装置、系统及方法。

背景技术：

煤催化气化技术是指煤在较低的温度下与气化剂(由水蒸气、氢气和一氧化碳组成)在催化剂的催化作用下进行气化反应，生成富含甲烷的粗煤气。与其他煤气化技术相比，由于同时引入了煤催化气化和甲烷化反应的催化剂，将吸热的煤气化反应和放热的甲烷化反应耦合在一起，能够提高系统能效。

在现有的煤催化气化技术中，多采用无氧气化工艺，具体的，将水蒸气、氢气和一氧化碳组成的气化剂经气化炉底部的气体分布板通入气化炉中，使得煤与所述气化剂发生煤气化反应，并同时副产甲烷，气化炉中产生的富含甲烷的粗煤气经过净化分离后获得富含甲烷的净化气体，将富含甲烷的净化气体经深冷分离获得一氧化碳和氢气，将所获得的一氧化碳和氢气作为循环气与水蒸气混合一同通入气化炉中在催化剂的催化作用下进行甲烷化反应，以进一步提高甲烷产量，但是，在此过程中，由于气化炉内的总反应为微吸热反应，因此，需要将气化剂过热至800℃以上，以促进气化炉中反应的进行，使得能耗较大，工业放大困难。

若采用有氧气化工艺，则需要在经气化炉底部的气体分布板通入的气化剂中加入部分氧气，通过氧气燃烧来补充气化炉内反应所需的能量，而在通氧的情况下，氧气与一氧化碳和氢气不能同时通入，容易引发爆炸、爆燃等事故，存在安全性问题；并且气化炉内强放热的甲烷化反应较少，所获得的粗煤气中甲烷的含量较低，耗氧量较高。

鉴于此，亟待开发一种能够同时通入氧气、一氧化碳和氢气的气化炉，能够在通过氧气燃烧补充气化炉内反应热所需的能量的同时，避免氧气与一氧化碳和氢气接触，提高甲烷含量的同时降低耗氧量。

技术实现要素：

本发明的主要目的在于，提供一种催化气化装置、系统及方法，解决了现有技术中无氧气化工艺在将一氧化碳和氢气返炉制甲烷时能耗较大，需将气化剂过热至较高温度、工业放大难以及通氧工艺中甲烷含量低、安全性差、耗氧量高的缺陷。

为达到上述目的，本发明采用如下技术方案：

一方面，本发明实施例提供一种催化气化装置，包括：

气化炉，所述气化炉包括气体分布板，所述气体分布板的上方为流化床反应区，所述气体分布板用于向所述流化床反应区靠近所述气体分布板的区域通入水蒸气和氧气；

至少一个气体入射管，每一个所述气体入射管与所述流化床反应区远离所述气体分布板的区域连通，用于向所述流化床反应区远离所述气体分布板的区域通入一氧化碳和氢气。

可选的，所述流化床反应区从下到上依次包括密相区和稀相区，每一个所述气体入射管与所述密相区连通。

可选的，所述密相区从下到上依次包括有氧区和无氧区，其中，所述气体入射管的出口位于所述无氧区底部。

可选的，所述密相区具有一床径从下到上渐扩的过渡区。

可选的，所述气化炉对应所述过渡区的炉壁与垂直方向的夹角小于等于8度。

可选的，所述气体入射管为至少两个，且分层穿设于所述气化炉侧壁的不同高度。

可选的，每层所述气体入射管为至少两个，且沿所述气化炉的周向均匀分布。

可选的，每一个所述气体入射管的一端位于所述气化炉的外部，另一端与所述气化炉的内壁平齐。

可选的，所述气体入射管与水平面具有一第一锐角，所述气体入射管与所述气体入射管和所述气化炉的侧壁连接点的切线所在的平面之间具有一第二锐角。

可选的，当所述气体入射管向下倾斜设置于所述气化炉的侧壁上时，所述第一锐角的最大值为45度；当所述气体入射管向上倾斜设置于所述气化炉的侧壁上时，所述第一锐角的最大值为15度；

所述第二锐角为25-45度。

可选的，所述气体入射管的管径设置为使通过所述气体入射管的气体流速为5-30m/s。

可选的，每一个所述气体入射管的一端位于所述气化炉的外部，另一端伸入气化炉内，且伸入气化炉内的一端设有至少两个通孔。

可选的，每一个所述通孔的孔径为2-5mm，所述气体入射管的管径设置为使通过所述通孔的气体流速为10-30m/s。

可选的，所述气体入射管以第三锐角倾斜设置或水平设置于所述气化炉的侧壁上，所述第三锐角是指所述气体入射管与所述气体入射管和所述气化炉的侧壁连接点的切线所在的平面之间所成的夹角。

可选的，所述气体分布板为倒锥形结构，且所述气体分布板上开设有气孔，所述气孔的孔径小于等于5mm。

可选的，所述气孔的开孔数设置为使得所述气体分布板的压降为所述气化炉压降的1/3。

另一方面，本发明实施例提供一种催化气化系统，包括：

如上所述的催化气化装置以及分别与所述催化气化装置的粗煤气出口和所述气体入射管的进口连通的净化分离系统；

所述净化分离系统用于将粗煤气中的一氧化碳和氢气分离出来，并将所分离的一氧化碳和氢气一同输送至气化炉中。

可选的，所述净化分离系统包括与所述催化气化装置的粗煤气出口连通的气固分离系统，以及与所述气固分离系统的气体出口连通的气体分离系统，其中，所述气体分离系统为深冷分离系统或者物理化学吸附系统。

可选的，所述催化气化系统还包括提压系统，所述提压系统的进口与所述气体分离系统的一氧化碳出口和氢气出口连通，所述提压系统的出口与所述气体入射管的进口连通，所述提压系统用于将一氧化碳和氢气的压力提升至预设值，并将压力提升至预设值的一氧化碳和氢气输送入所述气化炉中。

再一方面，本发明实施例提供一种催化气化方法，应用于如上所述的催化气化系统，包括：

通过气体分布板向所述流化床反应区通入水蒸气和氧气，使负载有催化剂的固体燃料与所述水蒸气和氧气发生催化气化反应，生成粗煤气；

通过气体入射管向所述流化床反应区远离所述气体分布板的区域通入一氧化碳和氢气，使一氧化碳和氢气在固体燃料所携带的催化剂的催化作用下发生甲烷化反应。

本发明实施例提供一种催化气化装置，通过所述气体分布板向所述流化床反应区通入水蒸气和氧气，能够使进入所述气化炉内的固体燃料与所述水蒸气和氧气在所述流化床反应区靠近所述气体分布板的区域发生气化反应生成富含甲烷、一氧化碳和氢气的粗煤气，并且所述氧气的通入能够为气化反应提供所需的能量，适合于工业放大，同时，通过所述气体入射管向所述流化床反应区远离所述气体分布板的区域通入一氧化碳和氢气，能够与进入所述流化床反应区的固体燃料在固体燃料所携带的催化剂的催化作用下发生甲烷化反应，有利于一氧化碳和氢气返炉制甲烷，提高粗煤气中的甲烷含量，还能够避免氧气与一氧化碳和氢气同时通入发生爆炸，保证催化气化的安全性，同时，由于甲烷化反应为强放热反应，还能够有效降低耗氧量。解决了现有技术中无氧气化工艺在将一氧化碳和氢气返炉制甲烷时需将气化剂过热至较高温度，能耗较大、工业放大难以及通氧工艺中甲烷含量低、安全性差、耗氧量高的缺陷。

附图说明

为了更清楚地说明本发明实施例或现有技术中的技术方案，下面将对实施例描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图仅仅是本发明的一些实施例，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其它的附图。

图1为本发明实施例提供的一种催化气化装置的结构示意图；

图2为本发明实施例提供的一种气体入射管与气化炉连接的结构示意图；

图3为本发明实施例提供的另一种催化气化装置的结构示意图；

图4为本发明实施例提供的另一种气体入射管与气化炉连接的结构示意图；

图5为本发明实施例提供的一种催化气化系统的结构示意图；

图6为本发明实施例提供的另一种催化气化系统的结构示意图；

图7为本发明实施例提供的另一种催化气化系统的结构示意图；

图8为本发明实施例提供的再一种催化气化系统的结构示意图；

气化炉-1；气体分布板-11；流化床反应区-a；气体入射管-2；密相区-b；稀相区-c；有氧区-b1；无氧区-b2；排渣管-12；中心射流管-13；过渡区-e；扩大段-f；固体燃料进口-14；粗煤气出口-15；第一锐角-θ1；第二锐角-θ2；第三锐角-θ3；催化气化装置-01；净化分离系统-02；气固分离系统-021；冷却分离系统-022；气体分离系统-023；酸性气体脱除系统-024；提压系统-03；一氧化碳和氢气的混合系统-025；固体燃料预处理系统-04；破碎筛分系统-041；催化剂负载系统-042；干燥系统-043；固体燃料输送系统-05。

具体实施方式

下面将结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。

在本发明的描述中，需要理解的是，术语“中心”、“上”、“下”、“前”、“后”、“左”、“右”、“竖直”、“水平”、“顶”、“底”、“内”、“外”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本发明的限制。在本发明的描述中，除非另有说明，“多个”的含义是两个或两个以上。

一方面，本发明实施例提供一种催化气化装置，参见图1，包括：

气化炉1，所述气化炉1包括气体分布板11，所述气体分布板11的上方为流化床反应区a，所述气体分布板11用于向所述流化床反应区a靠近所述气体分布板11的区域通入水蒸气和氧气；

至少一个气体入射管2，每一个所述气体入射管2与所述流化床反应区a远离所述气体分布板11的区域连通，用于向所述流化床反应区a远离所述气体分布板11的区域通入一氧化碳和氢气。

其中，需要说明的是，气化炉1通常用于煤催化气化反应，在实际应用中，通常将煤从气化炉1中部的煤进口通入流化床反应区a，与进入流化床反应区a的气化剂发生煤催化气化反应。

这里，所述煤可以为任何能够气化产生能量以及甲烷的固体燃料。因此，所述流化床反应区a是指通入该气化炉1内的固体燃料和从所述气体分布板11和所述气体入射管2通入的气化剂(这里，将水蒸气、氧气、一氧化碳和氢气统称为气化剂)发生催化气化反应的区域，所述流化床反应区a的边界可以与所述气化炉1的内壁以及气体分布板11的上表面的重合，这里，如图中虚线所示，将所述气化炉1的内壁以及气体分布板11的上表面略微内移了一点，作为所述流化床反应区a的边界。

本发明实施例提供一种催化气化装置，通过所述气体分布板11向所述流化床反应区a通入水蒸气和氧气，能够使进入所述气化炉1内的固体燃料与所述水蒸气和氧气在所述流化床反应区a靠近所述气体分布板11的区域发生气化反应生成富含一氧化碳和氢气的粗煤气，并且所述氧气的通入能够为气化反应提供所需的能量，适合于工业放大，同时，通过所述气体入射管2向所述流化床反应区a远离所述气体分布板11的区域通入一氧化碳和氢气，能够与进入所述流化床反应区a的固体燃料在固体燃料所携带的催化剂的催化作用下发生甲烷化反应，有利于一氧化碳和氢气返炉制甲烷，提高粗煤气中的甲烷含量，还能够避免氧气与一氧化碳和氢气同时通入发生爆炸，保证催化气化的安全性，同时，由于甲烷化反应为强放热反应，还能够有效降低耗氧量。解决了现有技术中无氧气化工艺在将一氧化碳和氢气返炉制甲烷时需将气化剂过热至较高温度，能耗较大，工业放大难以及通氧工艺中甲烷含量低、安全性差、耗氧量高的缺陷。

在催化气化过程中，根据床层密度的不同，所述流化床反应区a从下到上依次包括密相区b和稀相区c，所述气体入射管2与所述流化床反应区a远离所述气体分布板11的密相区b连通。这样一来，通过所述气体入射管2通入流化床反应区a的一氧化碳和氢气能够与密相区b床料充分接触，并在催化作用下发生甲烷化反应，有利于生成甲烷的同时放出大量的热传递给床料，能够补充催化气化反应所需热量。

其中，所述密相区b和所述稀相区c之间并没有明显的界限，这里仅是为了说明本发明而所做的示例，并且，在实际应用中，所述密相区b和所述稀相区c的边界与所述气化炉1的炉壁重合。

需要说明的是，通过所述气体分布板11向所述流化床反应区a内通入水蒸气和氧气，水蒸气和氧气在气化炉1内逐渐上升，与通入所述密相区b的负载有催化剂的固体燃料发生催化气化反应，生成富含甲烷、一氧化碳和氢气的粗煤气，具体反应式如下：

2c+2h2o→2h2+2co(1)

co+h2o→co2+h2(2)

3h2+co→ch4+3h2o(3)

2c+o2→2co(4)

c+o2→co2(5)

随着床层的上升，氧气与流化床反应区a内的碳发生反应并逐渐消耗完全，这里，氧气未消耗完全的底部区域为有氧区b1，氧气消耗完全后的区域为无氧区b2。

基于此，本发明的一实施例中，继续参见图1，所述密相区b从下到上依次包括有氧区b1和无氧区b2，所述气体入射管2的出口位于所述无氧区b2的底部。这样一来，一方面，能够避免一氧化碳和氢气与氧气接触的风险，另一方面，能够最大程度上延长一氧化碳和氢气在流化床反应区a内的停留时间，促进甲烷化反应的进行。

其中，需要说明的是，水蒸气和氧气除了作为气化剂与燃料进行催化气化反应之外，还具有流化作用，在实际应用中，所述气体分布板11的底部还连接有排渣管12，所述排渣管12的内侧设有与所述有氧区b1连通的中心射流管13，可以在所述气体分布板11上的气孔和所述中心射流管13通入不同浓度的水蒸气和氧气，在中心射流管13和排渣管12所形成的环隙通入水蒸气，以对流化床反应区a中的燃料进行流化。

在此过程中，还可以对水蒸气和氧气的通入量，以及水蒸气和氧气的通入比例进行调节，以适当补充气化炉1内能量的同时，保证气化炉1内的流场分布。

本发明的又一实施例中，所述催化气化装置还包括设置在所述无氧区b2或者所述稀相区c的固体燃料进口14。通过所述固体燃料进口14向气化炉内通入燃料，使得燃料在气化炉1内分布在流化床反应区a内，相反地，根据燃料在流化床反应区a内的密度，所述流化床反应区a从下到上分别为密相区b和稀相区c。

本发明的一实施例中，所述气体分布板11为倒锥形结构，且所述气体分布板上11开设有气孔，所述气孔的孔径小于等于5mm。通过对气体分布板11的结构进行限定，能够实现气化剂的均匀分布、促进流化床气化炉流场稳定。

其中，所述气孔的开孔数可以设置为使得所述气体分布板11的压降为所述气化炉1密相区床层压降的1/3。这样一来，避免气化剂短路，有利于气化炉分布均匀、提高流化质量。

本发明的又一实施例中，所述密相区b具有一床径从下到上渐扩的过渡区e，避免床径突变引发流动死区出现，不利于床内反应场、温度场的均匀分布。

其中，所述过渡区e可以位于所述密相区b的底部。

本发明的又一实施例中，所述气化炉1对应所述过渡区e的炉壁与垂直方向的夹角小于等于8度，避免角度太大，直径变化幅度太大，引发床内流化质量下降、局部出现死区的现场。

本发明的一实施例中，所述气体入射管2为至少两个，且分层穿设于所述气化炉1侧壁的不同高度。这样，通过所述气体入射管2通入流化床反应区a的一氧化碳和氢气能够与不同高度的床料充分接触，并在催化作用下发生甲烷化反应，生成甲烷的同时放出大量的热传递给不同高度的床料，能够补充催化气化反应所需热量。

本发明的一优选实施例中，每层气体入射管2为至少两个，且沿所述气化炉1的周向均匀分布。能够将一氧化碳和氢气均匀通入所述气化炉1内，使得一氧化碳和氢气与固体燃料接触更加密切，有利于气固反应及甲烷化反应的进行以及气化炉1内的流场分布。

本发明的第一种可能的实现方式中，参见图1所示，每一个所述气体入射管2的一端位于所述气化炉1的外部，另一端与所述气化炉1的内壁平齐。通过所述气体入射管2通入的一氧化碳和氢气可以沿所述气化炉1的内壁进行分布，与密相区b床料充分接触，在催化剂作用下发生甲烷化反应，生成甲烷同时放出大量热并传递给密相床料。

在这种可能的实现方式中，参见图2，每一个所述气体入射管2与水平面具有一第一锐角θ1，所述气体入射管2与所述气体入射管2和所述气化炉的侧壁连接点的切线所在的平面之间具有一第二锐角θ2。这样，在通过所述气体入射管2向所述气化炉1内通入一氧化碳和氢气时，一氧化碳和氢气可以在气化炉1内形成旋流作用，该旋流作用可以与气化炉1内的流场更好地融合，同时可以打碎气化炉内形成的气泡，实现气体二次分布。

优选的，当所述气体入射管2向下倾斜设置于所述气化炉1的侧壁上时，所述第一锐角θ1的最大值可以为45度；当所述气体入射管2向上倾斜设置于所述气化炉1的侧壁上时，所述第一锐角θ1的最大值可以为15度；所述第二锐角可以为25-45度。

在这种可能的实现方式中，所述气体入射管2的管径设置为使通过所述气体入射管2的气体流速为5-30m/s。气体入射管2的管径大小与通过气体入射管2的气体流速直接相关，通常，在流量一定的情况下，气体入射管2的管径越大，气体流速越小，管径越小，气体流速越大。将气体入射管2的气体流速控制在该范围内，存在较大的切向分量，有利于一氧化碳和氢气的均匀分布，增加了一氧化碳和氢气在密相区的停留时间，使得一氧化碳和氢气与固体燃料接触更加密切，有利于气固反应及甲烷化反应的进行，同时，切向分量的存在，可打碎床层中心部位存在的气泡，实现了气相的再分布，强化了炉内湍动程度，加强了一氧化碳和氢气的返混及气固接触，避免了炉内形成节涌导致的失流化。

本发明的第二种可能的实现方式中，参见图3所示，每一个所述气体入射管2的一端位于所述气化炉1的外部，另一端伸入气化炉1内，且伸入气化炉1内的一端设有至少两个通孔。在通过该气体入射管通入一氧化碳和氢气时，所述一氧化碳和氢气可以通过所述通孔分布在气化炉内，同样能够增加一氧化碳和氢气在密相区的停留时间，使得一氧化碳和氢气与固体燃料接触更加密切，有利于气固反应及甲烷化反应的进行。

其中，所述气体入射管2可以为圆柱状结构，所述通孔可以均匀分布于所述圆柱状结构中下部的侧壁上。这样，有利于一氧化碳和氢气在气化炉1内均匀分布。

本发明的一优选实施例中，每一个所述通孔的孔径为2-5mm，所述气体入射管2的管径设置为使通过所述通孔的气体流速为10-30m/s。通过对所述气体入射管2的管径进行设置，使得通过所述通孔的气体流速在以上范围内，能够使通入的一氧化碳和氢气均匀分布，强化炉内湍动程度，加强一氧化碳和氢气的返混及气固接触，促进甲烷化反应的发生。

在这种可能的实现方式中，参见图4，所述气体入射管2以第三锐角θ3倾斜设置或水平设置于所述气化炉1的侧壁上，所述第三锐角θ3是指所述气体入射管2与所述气体入射管2和所述气化炉的侧壁连接点的切线所在的平面之间所成的夹角。这样，能够进一步优化气体分布及炉内流场，强化炉内湍动程度，加强一氧化碳和氢气的返混和气固接触，避免失流化。

其中，所述气体入射管2可以向上倾斜，也可以向下倾斜设置于所述气化炉1的侧壁上，在此不做限定。

进一步地，参见图1所示，所述气化炉1还可以包括设置在所述流化床反应区a上方的扩大段f，所述扩大段f的上方设有粗煤气出口15。这样一来，所述流化床反应区a发生催化气化反应以及甲烷化反应所产生的富含甲烷的粗煤气通过所述粗煤气出口15进入后续净化分离系统时，扩大段能够有效降低粗煤气的气速，从而能够减少粗煤气中半焦或者固体粉尘的夹带量，有利于后续净化分离处理。

另一方面，本发明实施例提供一种催化气化系统，参见图5，包括：

如上所述的催化气化装置01以及分别与所述催化气化装置01的粗煤气出口和所述气体入射管2的进口连通的净化分离系统02；

所述净化分离系统02用于将粗煤气中的一氧化碳和氢气分离出来，并将所分离的一氧化碳和氢气一同输送至气化炉1中。

本发明实施例提供一种催化气化系统，通过分别将以上所述的催化气化装置01的粗煤气出口和所述气体入射管2的进口与净化分离系统02连通，所述净化分离系统02对所述催化气化装置01所产生的富含甲烷粗煤气进行净化分离，将一氧化碳和氢气分离出来并通过所述气体入射管2通入气化炉1中，能够实现一氧化碳和氢气循环返炉制甲烷，提高甲烷含量，并且，能够通过不断通氧为气化炉内气化反应提供热量，避免额外供热的同时，避免一氧化碳和氢气与氧气接触发生爆炸，保证催化气化反应的安全性，有效降低耗氧量。解决了现有技术中无氧气化工艺在将一氧化碳和氢气返炉制甲烷时能耗较大，不适合工业放大以及通氧工艺中甲烷含量低、安全性差、耗氧量高的缺陷。

本发明的一实施例中，所述净化分离系统02包括与所述催化气化装置01的粗煤气出口连通的气固分离系统021，以及与所述气固分离系统021的气体出口连通的冷却分离系统022以及与所述冷却分离系统022的气体出口连通的气体分离系统023，其中，所述气体分离系统023为深冷分离系统或者物理化学吸附系统。通过气固分离系统021，能够将粗煤气所携带的半焦或者固体粉尘分离出来，这时，粗煤气中含有大量的轻质油品和重质油品，通过冷却分离系统022将轻质油品和重质油品分离出来，这时，所获得的净化气体为富含甲烷、一氧化碳和氢气的气体，通过深冷分离系统能够将甲烷和一氧化碳和氢气分离开来，并容易实现，通过物理化学吸附系统能够快速分离甲烷、一氧化碳和氢气，实现一氧化碳和氢气的返炉。

其中，所述冷却分离系统022可以采用直接冷却或者间接冷却的形式，冷却介质优选为水，这样，在对粗煤气进行冷却的同时，能够吸收热量副产水蒸气，水蒸气可以通过所述气体分布板通入气化炉1中。

其中，需要说明的是，在催化气化反应中，根据固体燃料的种类不同，所含的硫份含量也不相同，所获得的粗煤气中酸性气体如二氧化硫、硫化氢的含量也不相同，工艺条件不同，而获得的二氧化碳的含量也有所差异，因此，优选的，本发明的一实施例中，参见图6，所述气体分离系统023与所述冷却分离系统022之间还设置有酸性气体脱除系统024，所述酸性气体脱除系统024用于将粗煤气中的酸性气体脱除。这样，有利于保护冷深分离系统或者物理化学吸附分离系统，避免酸性气体腐蚀。

本发明的又一实施例中，参见图7，所述催化气化系统还包括提压系统03，所述提压系统03的进口与所述气体分离系统02的一氧化碳出口和氢气出口连通，所述提压系统03的出口与每一个所述气体入射管2连通，所述提压系统03用于将一氧化碳和氢气的压力提升至预设值，并将压力提升至预设值的一氧化碳和氢气输送入所述气化炉1中。

由于气化炉1内为高压环境，通过提压系统03对一氧化碳和氢气进行提压，能够将一氧化碳和氢气顺利输送入气化炉1内。

其中，所述提压系统03可以为合成气压缩机或者高压蒸汽抽引泵。所述高压蒸汽抽引泵的驱动高压蒸汽可来自于冷却分离系统022副产的水蒸气。

其中，对所述预设值不做限定，由于气化炉内为高压环境，因此，需要所述预设值高于所述气化炉1内压力。

优选的，所述预设值与所述气化炉1内的压力之差大于等于0.5mpa。

本发明的一实施例中，参见图6，所述催化气化系统还可以包括一氧化碳和氢气的混合系统025，所述一氧化碳和氢气的混合系统025用于将一氧化碳和氢气混合均匀。

本发明的又一实施例中，参见图8，所述催化气化系统还包括固体燃料预处理系统04，所述固体燃料预处理系统04包括破碎筛分系统041、催化剂负载系统042以及干燥系统043，所述破碎筛分系统041用于将固体燃料破碎筛分为粉末状，所述催化剂负载系统042用于对固体燃料进行催化剂负载，所述干燥系统043用于对负载有催化剂的固体燃料进行干燥。

本发明的一优选实施例中，所述煤催化气化系统还包括固体燃料输送系统05，所述固体燃料输送系统05用于将固体燃料经所述固体燃料进口14输送入所述气化炉1中。

再一方面，本发明实施例提供一种催化气化方法，应用于如上所述的煤催化气化系统，包括：

通过气体分布板向所述流化床反应区通入水蒸气和氧气，使负载有催化剂的固体燃料与所述水蒸气和氧气发生气化反应，生成粗煤气；

通过气体入射管向所述流化床反应区远离所述气体分布板的区域通入一氧化碳和氢气，使一氧化碳和氢气在固体燃料所携带的催化剂的催化作用下发生甲烷化反应。

本发明实施例提供一种催化气化方法，通过将水蒸气和氧气与粗煤气中分离出的一氧化碳和氢气分区域通入气化炉中，能够避免氧气与一氧化碳和氢气接触发生爆炸，还能够通过氧气燃烧为气化炉内的气化反应提供热量，避免额外供热，适合工业放大，同时，能够实现一氧化碳和氢气的返炉制甲烷，提高催化气化所产生的粗煤气中的甲烷含量，甲烷化反应为强放热反应，能够有效降低耗氧量。

其中，对所述负载有催化剂的固体燃料的粒径、催化剂负载量以及固体燃料的含水量不做限定。

本发明的一实施例中，所述固体燃料的粒径小于等于5mm，所述固体燃料的催化剂负载量占所述固体燃料质量的5-15％，干燥后的负载有催化剂的固体燃料的含水量小于等于5％。含水量是指水分占所述干燥后的负载有催化剂的固体燃料的质量百分含量。有利于催化气化反应以及甲烷化反应的进行。

其中，对所述固体燃料的种类不做限定，所述固体燃料可以为褐煤、烟煤、次烟煤、无烟煤、生物质煤或者石油焦等。

对所述催化剂的种类也不做限定，所述催化剂可以为碱金属催化剂、碱土金属催化剂和过渡金属催化剂中的一种或者几种组合物。

优选的，所述催化剂为碱金属催化剂。

其中，对所述催化气化反应的温度和压力不做限定。优选的，所述催化气化反应的温度为650-750℃，压力为3-4.5mpa。

以下，本发明实施例将通过实施例对本发明进行说明。这些实施例仅是为了具体说明本发明而提出的示例，本领域技术人员可以知道的是本发明的范围不受这些实施例的限制。

需要说明的是，为了对本发明实施例的技术效果进行客观说明，以下实施例中进入气化炉中的固体燃料均采用相同的煤种经过相同的工艺制备获取。

具体的，将褐煤经破碎筛分处理得到5mm以下的煤粉，采用浸渍法对煤粉进行催化剂(该催化剂为碱金属催化剂)负载，使得催化剂的负载量占干基煤粉质量的5-15％；将负载有催化剂的煤粉干燥至含水量小于等于5％，获得煤催化气化用原料煤。

实施例

将以上所获得的煤催化气化用原料煤分为至少三等份在如图8所示的气化炉中进行煤催化气化反应。每一等份的煤催化气化用原料煤的煤催化气化过程具体如下：

参见图8，将煤催化气化用原料煤通过进料系统05输送入气化炉1中，同时，将水蒸气和氧气经气化炉1底部的气体分布板11通入，使得水蒸气和氧气与煤粉在气化炉中在650-750℃、3-4.5mpa下发生煤催化气化反应，生成富含甲烷、一氧化碳和氢气的粗煤气，具体反应过程如下：

2c+2h2o→2h2+2co(1)

co+h2o→co2+h2(2)

3h2+co→ch4+3h2o(3)

2c+o2→2co(4)

c+o2→co2(5)

其中，所获得的粗煤气中甲烷含量约为干基煤粉的20％-26％，有效气体含量在50％-80％。

将所获得的粗煤气进行气固分离、冷却分离，并将冷却分离所获得的合成气通入酸性气体脱除系统脱除其中的二氧化碳和硫化氢气体，再将所获得的合成气通过深冷分离或者物理化学吸附分离将甲烷、一氧化碳和氢气分离开来，将分离所获得的一氧化碳和氢气通过混合系统进行混合，再通过提压系统将压力提升至与所述气化炉内压力之差大于等于0.5mpa，并将其通过气体入射管2输送入气化炉1内的无氧区，这时，一氧化碳和氢气在煤所携带的催化剂的催化作用下发生甲烷化反应转化为甲烷，如此不断循环，最终获得高甲烷含量的粗煤气。

采用本专利提供的煤催化气化装置与现有的煤催化气化装置进行煤的催化气化反应，指标对比如下表1所示，其中，本发明实施例提供煤催化气化装置参见图1所示的有氧循环气返炉气化炉，现有的煤催化气化装置分别为无氧循环气返炉气化炉和有氧无循环气返炉气化炉。

表1

由表1可知，本发明实施例提供的催化气化装置通过将水蒸气和氧气通过气体分布板通入气化炉中，将一氧化碳和氢气作为循环气通过气体入射管通入气化炉中，与现有的无氧循环气返炉气化炉相比，所需要的气化剂温度较低，能够降低能耗，提高碳转化率，工业可实现性强，与现有的有氧无循环气返炉气化炉相比，由于甲烷化反应的强放热，能有效降低耗氧量，且最终所获得的甲烷含量较高，冷煤气效率较高，能源热效率也有一定的提升。

综上所述，通过所述气体分布板向所述流化床反应区通入水蒸气和氧气，能够使进入所述气化炉内的固体燃料与所述水蒸气和氧气在所述流化床反应区靠近所述气体分布板的区域发生气化反应生成富含甲烷、一氧化碳和氢气的粗煤气，并且所述氧气的通入能够为气化反应提供所需的能量，节约能耗，适合于工业放大，同时，通过所述气体入射管向所述流化床反应区远离所述气体分布板的区域通入一氧化碳和氢气，能够避免氧气与一氧化碳和氢气同时通入发生爆炸，保证煤催化气化的安全性，并且，一氧化碳和氢气不断返炉与进入所述流化床反应区的固体燃料在固体燃料所携带的催化剂的催化作用下发生甲烷化反应，有利于提高粗煤气中的甲烷含量，降低甲烷成本；同时甲烷化强放热反应的发生为气化炉内提供热量，氧耗大大降低。解决了现有技术中无氧气化工艺在将一氧化碳和氢气返炉制甲烷时需将气化剂过热至较高温度，能耗较大，工业放大难以及通氧工艺中甲烷含量低、安全性差、耗氧量高的缺陷。

以上所述，仅为本发明的具体实施方式，但本发明的保护范围并不局限于此，任何熟悉本技术领域的技术人员在本发明揭露的技术范围内，可轻易想到变化或替换，都应涵盖在本发明的保护范围之内。因此，本发明的保护范围应以所述权利要求的保护范围为准。