下行床-固定床热解-气化一体化方法及装置与流程

本发明属于煤热解气化分级利用技术领域，具体涉及低阶煤气化-热解分级一体化利用实现合成气和焦油联产的方法。

背景技术：

我国是一个以煤炭为主要能源结构的国家，在未来很长一段时间内不会改变，据统计，我国的一次能源消费结构中，煤炭达到了66％。随着石油资源的日益紧缺，有效利用煤炭资源已成为我国能源可持续发展的一项策略。我国低阶煤储量占煤炭资源总量的55％以上，但其含水分高、煤化程度低，直接燃烧的效率低，不仅浪费资源而且污染环境，造成了酸雨、pm2.5，以及sox和nox等温室气体的排放。

目前，低阶煤即含碳量为75％～90％，挥发物约10％-40％；相对密度1.25～1.35，热值约27170-37200千焦/千克的煤。低阶煤的分级利用是其清洁高效利用的重要方法之一。根据低阶煤的组成和结构特征，把低阶煤的热解、燃烧、气化以及其他过程有机结合已取得了一定的成功经验，通过低阶煤的分级利用将煤炭中的有机质挥发分和固定碳有效分离，获取煤焦油、煤气和高附加值的化学品。低阶煤分级利用技术主要包括低阶煤提质、热解气化分级转化、热解燃烧分级转化等，但其需要在不同的反应设备内进行提质和煤焦的再转化的过程，无法进行物流和热流的耦合，能耗较大。

为解决上述问题中国发明专利cn102504842a提出了一种热解-气化-燃烧三流化床装置，旨在实现合成气-焦油联产，但该工艺热解装置采用鼓泡床反应器，中低阶煤在该反应器中停留时间分布广，且停留时间较长，降低了对目标产物焦油的选择性，不利于高品质焦油的生成。日本东京大学(chemicalengineeringjournal,164(2010)221-229；chemicalengineeringscience,66(2011)4212-4220)提出了气化热解分级利用工艺，实现了对热解时间的精确控制，同时在气化炉前实现了热解气固产物分离，避免了挥发分对半焦气化制合成气的抑制作用，但该工艺采用石英砂作为载热物质，导致设备严重磨损。中国发明专利cn104789245a采用三塔式高通量半焦循环流化床工艺，以高温循环半焦颗粒作为热载体，提高了传热效率，同时实现了气固产物的有效分离，但是，由于其热解、气化反应器均采用流化床设计，导致其碳转化率无法保证。

现有的热解-气化一体化技术虽然从一定程度上解决了传统煤炭转化技术中无法有效、清洁利用低阶煤的缺点，但是由于其工艺流程限制或由于外加热载体的原因，致使能耗过大、设备受损以及碳转化率低等问题出现。因此，如何合理提高传热效率、进一步提高焦油产率，是实现真正意义上热解-气化分级利用的合成气-焦油联产技术的发展关键。

技术实现要素：

本发明所解决的技术问题之一是克服现有技术的低阶煤难以利用以及焦油产率低缺陷，提供一种适用于低阶煤高效利用的下行床-固定床热解-气化一体化装置，有效提高了气化整体的碳转化率，并实现了气化产品多样化的特点。

本发明所解决的技术问题之二，是与技术问题一相对应的一种下行床-固定床热解-气化一体化方法。

为解决技术问题一，本发明提供了一种下行床-固定床热解-气化一体化装置，其特征在于：包括下行床热解炉1、气固分离器2、冷凝装置3、固定床气化炉5、渣斗6；下行床热解炉1顶部设有原料a的进口、下行床热解炉1中上部设有气化产品气b的进口，下行床热解炉1底部连接气固分离器2，气固分离器2顶部气体出口与冷凝装置3相连接、气固分离器2底部固体出口连接固定床气化炉5，固定床气化炉5中下部设有气化剂f入口、固定床气化炉5中上部设有气化产品气b出口、固定床气化炉5底部连接渣斗6。

上述技术方案中，所述的下行床热解炉1距炉顶部1/30-1/5处设置气化产品气b的进口。

优选地，下行床热解炉1距炉顶部1/20-1/15处设置气化产品气b的进口。

所述的气化产品气b的进口垂直于下行床热解炉1侧面设置，采用气体布器结构引入气体并与炉内原料a并流，气体分布器为单管射流式、多管射流式、溢流式分布器的一种。

所述的固定床气化炉5距炉顶部1/20-1/5处设置气化产品气b的出口，固定床气化炉5顶部连接热解半焦储仓4。

所述的冷凝装置3采用直接接触式冷凝器，可以是喷淋式、喷射式以及塔板式冷凝器中的一种。

所述的固定床气化炉(5)距炉底部1/20-1/10处设置气化剂(f)的进口

为解决技术问题二，本发明提供了一种下行床-固定床热解-气化一体化方法，其特征在于，包括以下步骤：

a.下行床热解炉1中的反应：原料a从下行床热解炉1顶部加入，与来自固定床气化炉5的含ch4、co、h2等还原性气体的高温气化产品气b接触，并被快速加热，实现快速热解，析出挥发分并生成热解半焦c；热解半焦c被气化产品气b和热解生成的热解气组成的混合气携带，经下行床热解炉1底部进入到气固分离器2；经气固分离，混合气被送往冷凝装置3快速冷却，其中可冷凝气体经冷却后成为焦油e，并从冷凝装置3底部排出并被收集，而不可冷凝气体则从冷凝装置3中上部的气体出口排出，并经过进一步净化处理后，最终得到产品合成气d；而热解半焦c经分离后被送入热解半焦储仓4中，准备作为固定床气化炉5的气化原料继续反应。

b.固定床气化炉6中的反应：热解半焦储仓4中的热解半焦c经气体输送进入到固定床气化炉5，并与来自固定床气化炉5中下部气体入口的气化剂f在固定床气化炉5中接触，并发生剧烈的气化反应，生成气化产品气b以及气化残渣；气化残渣由于重力作用落入至渣斗6中被收集，而高温的气化产品气b则被送入至下行床热解炉1中。

所述的原料(a)为低阶劣质煤，原料粒径<1mm。

所述的气化剂f为氧气和水蒸气的混合气，所述氧气占气化剂f总量的15-20％。

所述的固定床气化炉5温度700-850℃；下行床热解炉1温度为500-650℃，压力为常压。

所述的下行床热解炉1采用闪速热解技术，其炉内线速为20-30m/s，颗粒在炉内停留时间0.6-1s。

本发明的优点简介

本发明将气化和热解耦合于一体，在下行床热解炉进行热解，在固定床气化炉中进行热解半焦颗粒的气化反应，并且气化后产品气作为热解所需的热源以及热解介质，循环进入到热解炉中作为热解的热源，降低了整个循环系统的能耗，也节省了传统工艺外加载热体的成本。系统的原料采用低阶煤提高了碳转化率(达96％)的同时，也解决了低阶劣质煤难以利用的现状。

采用本发明的技术方案通过低阶煤气化和热解一体化的设置，并且热解炉高线速、颗粒短停留、产品气快速冷却的工艺下，实现了真正意义上的合成气与焦油联产。可使产品中焦油产率达28％，气体产品中有效气h2+ch4+co的含量达67％，同时具有气化强度大、能量利用率高、低污染等特点，很大程度上降低了生产成本，具有良好的应用前景。

附图说明

图1为本发明提供的下行床-固定床热解-气化一体化装置的示意图。

图中，1-下行床热解炉；2-气固分离器；3-冷凝装置；4-热解半焦储仓；5-固定床气化炉；6-渣斗；a-原料；b-气化产品气；c-热解半焦；d-合成气；e-焦油；f-气化剂。

原料过给料设备从下行床热解炉1上方的原料入口a输送至其炉膛内与气化产品气b接触并发生热解反应，热解半焦c被气化产品气b和热解生成的热解气组成的混合气携带，经下行床热解炉1底部进入到气固分离器2；经气固分离，混合气被送往冷凝装置3快速冷却，其中可冷凝气体经冷却后成为焦油e，而不可冷凝气体则从冷凝装置3中上部的气体出口排出，并经过进一步净化处理后，最终得到产品合成气d；热解半焦c经分离后被送入热解半焦储仓4中，并经气体输送进入到固定床气化炉5，与来自固定床气化炉5中下部气体入口的气化剂f(氧气+水蒸气)发生气化反应，形成大量的合成气及气化残渣。气化残渣由于重力作用落入至渣斗6中被收集，而高温的气化产品气b则通过固定床气化炉5中上部气体出口被送入至下行床热解炉1中作为热解所需的热源以及热解介质。

具体实施方式

下面结合附图和实施例详述本发明的特点。

【实施例1】

将粒径<1mm褐煤通过给料设备从下行床热解炉1上方的原料入口a输送至其炉膛内，气化产品气b于距下行床热解炉1顶部1/5处由单管射流式分布器引入，并与褐煤原料接触、并流，并在线速为30m/s、常压、650℃的操作温度下发生热解反应，热解半焦c被气化产品气b和热解生成的热解气组成的混合气携带，经下行床热解炉1底部进入到气固分离器2；经气固分离，混合气被送往冷凝装置3快速冷却，冷凝装置3采用塔板式冷凝器，其中可冷凝气体经冷却后成为焦油e，其焦油产率达14％。而不可冷凝气体则从冷凝装置3中上部的气体出口排出，并经过进一步净化处理后，最终得到产品合成气d；热解半焦c经分离后被送入热解半焦储仓4中，并经气体输送进入到固定床气化炉5，并与来自距固定床气化炉5底部1/20处气体入口的气化剂f(氧气+水蒸气)发生气化反应，形成大量的合成气及气化残渣。气化炉运行温度通过调节气化剂中的氧气含量控制，氧气含量控制为20％左右时，气化炉运行温度为850℃。气化残渣由于重力作用落入至渣斗6中被收集，而高温的气化产品气b则通过距固定床气化炉5炉顶1/5处气体出口被送入至下行床热解炉1中作为热解所需的热源以及热解介质。整个循环反应系统的碳转化率达96％，而最终得到产品合成气d中有效组分h2、co以及ch4含量分别为39.9％、20.1％、6.3％，其结果详见表1。

【实施例2】

将粒径<1mm褐煤通过给料设备从下行床热解炉1上方的原料入口a输送至其炉膛内，气化产品气b于距下行床热解炉1顶部1/5处由单管射流式分布器引入，并与褐煤原料接触、并流，并在线速为30m/s、常压、650℃的操作温度下发生热解反应，热解半焦c被气化产品气b和热解生成的热解气组成的混合气携带，经下行床热解炉1底部进入到气固分离器2；经气固分离，混合气被送往冷凝装置3快速冷却，冷凝装置3采用塔板式冷凝器，其中可冷凝气体经冷却后成为焦油e，其焦油产率达17％。而不可冷凝气体则从冷凝装置3中上部的气体出口排出，并经过进一步净化处理后，最终得到产品合成气d；热解半焦c经分离后被送入热解半焦储仓4中，并经气体输送进入到固定床气化炉5，并与来自距固定床气化炉5底部1/20处气体入口的气化剂f(氧气+水蒸气)发生气化反应，形成大量的合成气及气化残渣。气化炉运行温度通过调节气化剂中的氧气含量控制，氧气含量控制为20％左右时，气化炉运行温度为850℃。气化残渣由于重力作用落入至渣斗6中被收集，而高温的气化产品气b则通过距固定床气化炉5炉顶1/20处气体出口被送入至下行床热解炉1中作为热解所需的热源以及热解介质。整个循环反应系统的碳转化率达96％，而最终得到产品合成气d中有效组分h2、co以及ch4含量分别为39.2％、20.2％、6.0％，其结果详见表1。

【实施例3】

将粒径<1mm褐煤通过给料设备从下行床热解炉1上方的原料入口a输送至其炉膛内，气化产品气b于距下行床热解炉1顶部1/30处由单管射流式分布器引入，并与褐煤原料接触、并流，并在线速为30m/s、常压、650℃的操作温度下发生热解反应，热解半焦c被气化产品气b和热解生成的热解气组成的混合气携带，经下行床热解炉1底部进入到气固分离器2；经气固分离，混合气被送往冷凝装置3快速冷却，冷凝装置3采用塔板式冷凝器，其中可冷凝气体经冷却后成为焦油e，其焦油产率达20％。而不可冷凝气体则从冷凝装置3中上部的气体出口排出，并经过进一步净化处理后，最终得到产品合成气d；热解半焦c经分离后被送入热解半焦储仓4中，并经气体输送进入到固定床气化炉5，并与来自距固定床气化炉5底部1/20处气体入口的气化剂f(氧气+水蒸气)发生气化反应，形成大量的合成气及气化残渣。气化炉运行温度通过调节气化剂中的氧气含量控制，氧气含量控制为20％左右时，气化炉运行温度为850℃。气化残渣由于重力作用落入至渣斗6中被收集，而高温的气化产品气b则通过距固定床气化炉5炉顶1/20处气体出口被送入至下行床热解炉1中作为热解所需的热源以及热解介质。整个循环反应系统的碳转化率达96％，而最终得到产品合成气d中有效组分h2、co以及ch4含量分别为39.1％、19.9％、6.1％，其结果详见表1。

【实施例4】

将粒径<1mm褐煤通过给料设备从下行床热解炉1上方的原料入口a输送至其炉膛内，气化产品气b于距下行床热解炉1顶部1/30处由单管射流式分布器引入，并与褐煤原料接触、并流，并在线速为30m/s、常压、500℃的操作温度下发生热解反应，热解半焦c被气化产品气b和热解生成的热解气组成的混合气携带，经下行床热解炉1底部进入到气固分离器2；经气固分离，混合气被送往冷凝装置3快速冷却，冷凝装置3采用塔板式冷凝器，其中可冷凝气体经冷却后成为焦油e，其焦油产率达25％。而不可冷凝气体则从冷凝装置3中上部的气体出口排出，并经过进一步净化处理后，最终得到产品合成气d；热解半焦c经分离后被送入热解半焦储仓4中，并经气体输送进入到固定床气化炉5，并与来自距固定床气化炉5底部1/20处气体入口的气化剂f(氧气+水蒸气)发生气化反应，形成大量的合成气及气化残渣。气化炉运行温度通过调节气化剂中的氧气含量控制，氧气含量控制为15％左右时，气化炉运行温度为700℃。气化残渣由于重力作用落入至渣斗6中被收集，而高温的气化产品气b则通过距固定床气化炉5炉顶1/20处气体出口被送入至下行床热解炉1中作为热解所需的热源以及热解介质。整个循环反应系统的碳转化率达92％，而最终得到产品合成气d中有效组分h2、co以及ch4含量分别为40.9％、20.2％、5.2％，其结果详见表1。

【实施例5】

将粒径<1mm褐煤通过给料设备从下行床热解炉1上方的原料入口a输送至其炉膛内，气化产品气b于距下行床热解炉1顶部1/30处由单管射流式分布器引入，并与褐煤原料接触、并流，并在线速为30m/s、常压、500℃的操作温度下发生热解反应，热解半焦c被气化产品气b和热解生成的热解气组成的混合气携带，经下行床热解炉1底部进入到气固分离器2；经气固分离，混合气被送往冷凝装置3快速冷却，冷凝装置3采用塔板式冷凝器，其中可冷凝气体经冷却后成为焦油e，其焦油产率达25％。而不可冷凝气体则从冷凝装置3中上部的气体出口排出，并经过进一步净化处理后，最终得到产品合成气d；热解半焦c经分离后被送入热解半焦储仓4中，并经气体输送进入到固定床气化炉5，并与来自距固定床气化炉5底部1/20处气体入口的气化剂f(氧气+水蒸气)发生气化反应，形成大量的合成气及气化残渣。气化炉运行温度通过调节气化剂中的氧气含量控制，氧气含量控制为15％左右时，气化炉运行温度为700℃。气化残渣由于重力作用落入至渣斗6中被收集，而高温的气化产品气b则通过距固定床气化炉5炉顶1/20处气体出口被送入至下行床热解炉1中作为热解所需的热源以及热解介质。整个循环反应系统的碳转化率达92％，而最终得到产品合成气d中有效组分h2、co以及ch4含量分别为40.7％、19.5％、5.2％，其结果详见表1。

【实施例6】

将粒径<1mm褐煤通过给料设备从下行床热解炉1上方的原料入口a输送至其炉膛内，气化产品气b于距下行床热解炉1顶部1/30处由单管射流式分布器引入，并与褐煤原料接触、并流，并在线速为20m/s、常压、500℃的操作温度下发生热解反应，热解半焦c被气化产品气b和热解生成的热解气组成的混合气携带，经下行床热解炉1底部进入到气固分离器2；经气固分离，混合气被送往冷凝装置3快速冷却，冷凝装置3采用塔板式冷凝器，其中可冷凝气体经冷却后成为焦油e，其焦油产率达23％。而不可冷凝气体则从冷凝装置3中上部的气体出口排出，并经过进一步净化处理后，最终得到产品合成气d；热解半焦c经分离后被送入热解半焦储仓4中，并经气体输送进入到固定床气化炉5，并与来自距固定床气化炉5底部1/20处气体入口的气化剂f(氧气+水蒸气)发生气化反应，形成大量的合成气及气化残渣。气化炉运行温度通过调节气化剂中的氧气含量控制，氧气含量控制为15％左右时，气化炉运行温度为700℃。气化残渣由于重力作用落入至渣斗6中被收集，而高温的气化产品气b则通过距固定床气化炉5炉顶1/20处气体出口被送入至下行床热解炉1中作为热解所需的热源以及热解介质。整个循环反应系统的碳转化率达92％，而最终得到产品合成气d中有效组分h2、co以及ch4含量分别为42.3％、18.9％、5.1％，其结果详见表1。

【实施例7】

将粒径<1mm褐煤通过给料设备从下行床热解炉1上方的原料入口a输送至其炉膛内，气化产品气b于距下行床热解炉1顶部1/30处由单管射流式分布器引入，并与褐煤原料接触、并流，并在线速为30m/s、常压、500℃的操作温度下发生热解反应，热解半焦c被气化产品气b和热解生成的热解气组成的混合气携带，经下行床热解炉1底部进入到气固分离器2；经气固分离，混合气被送往冷凝装置3快速冷却，冷凝装置3采用喷淋式冷凝器，其中可冷凝气体经冷却后成为焦油e，其焦油产率达25％。而不可冷凝气体则从冷凝装置3中上部的气体出口排出，并经过进一步净化处理后，最终得到产品合成气d；热解半焦c经分离后被送入热解半焦储仓4中，并经气体输送进入到固定床气化炉5，并与来自距固定床气化炉5底部1/20处气体入口的气化剂f(氧气+水蒸气)发生气化反应，形成大量的合成气及气化残渣。气化炉运行温度通过调节气化剂中的氧气含量控制，氧气含量控制为15％左右时，气化炉运行温度为700℃。气化残渣由于重力作用落入至渣斗6中被收集，而高温的气化产品气b则通过距固定床气化炉5炉顶1/20处气体出口被送入至下行床热解炉1中作为热解所需的热源以及热解介质。整个循环反应系统的碳转化率达92％，而最终得到产品合成气d中有效组分h2、co以及ch4含量分别为40.7％、19.5％、5.2％，其结果详见表1。

【实施例8】

将粒径<1mm褐煤通过给料设备从下行床热解炉1上方的原料入口a输送至其炉膛内，气化产品气b于距下行床热解炉1顶部1/30处由多管射流式分布器引入，并与褐煤原料接触、并流，并在线速为30m/s、常压、500℃的操作温度下发生热解反应，热解半焦c被气化产品气b和热解生成的热解气组成的混合气携带，经下行床热解炉1底部进入到气固分离器2；经气固分离，混合气被送往冷凝装置3快速冷却，冷凝装置3采用塔板式冷凝器，其中可冷凝气体经冷却后成为焦油e，其焦油产率达28％。而不可冷凝气体则从冷凝装置3中上部的气体出口排出，并经过进一步净化处理后，最终得到产品合成气d；热解半焦c经分离后被送入热解半焦储仓4中，并经气体输送进入到固定床气化炉5，并与来自距固定床气化炉5底部1/20处气体入口的气化剂f(氧气+水蒸气)发生气化反应，形成大量的合成气及气化残渣。气化炉运行温度通过调节气化剂中的氧气含量控制，氧气含量控制为15％左右时，气化炉运行温度为700℃。气化残渣由于重力作用落入至渣斗6中被收集，而高温的气化产品气b则通过距固定床气化炉5炉顶1/20处气体出口被送入至下行床热解炉1中作为热解所需的热源以及热解介质。整个循环反应系统的碳转化率达92％，而最终得到产品合成气d中有效组分h2、co以及ch4含量分别为41.6％、19.2％、5.4％，其结果详见表1。

【实施例9】

将粒径<1mm褐煤通过给料设备从下行床热解炉1上方的原料入口a输送至其炉膛内，气化产品气b于距下行床热解炉1顶部1/30处由多管射流式分布器引入，并与褐煤原料接触、并流，并在线速为30m/s、常压、500℃的操作温度下发生热解反应，热解半焦c被气化产品气b和热解生成的热解气组成的混合气携带，经下行床热解炉1底部进入到气固分离器2；经气固分离，混合气被送往冷凝装置3快速冷却，冷凝装置3采用塔板式冷凝器，其中可冷凝气体经冷却后成为焦油e，其焦油产率达28％。而不可冷凝气体则从冷凝装置3中上部的气体出口排出，并经过进一步净化处理后，最终得到产品合成气d；热解半焦c经分离后被送入热解半焦储仓4中，并经气体输送进入到固定床气化炉5，并与来自距固定床气化炉5底部1/10处气体入口的气化剂f(氧气+水蒸气)发生气化反应，形成大量的合成气及气化残渣。气化炉运行温度通过调节气化剂中的氧气含量控制，氧气含量控制为15％左右时，气化炉运行温度为700℃。气化残渣由于重力作用落入至渣斗6中被收集，而高温的气化产品气b则通过距固定床气化炉5炉顶1/20处气体出口被送入至下行床热解炉1中作为热解所需的热源以及热解介质。整个循环反应系统的碳转化率达91％，而最终得到产品合成气d中有效组分h2、co以及ch4含量分别为42.2％、19.4％、4.5％，其结果详见表1。

【比较例1】

采用传统的鲁奇炉加压固定床气化装置，原料采用粒径为5-30mm褐煤，气化温度为850℃，线速<0.3m/s，出口气体组分中co+h2含量为61.0％，甲烷含量为8.3％，气化虽然也能得到一定量的焦油产品，但其产率仅为11％，且碳转化率仅为90％，其结果详见表1。

【比较例2】

采用中国科学院工程热物理研究所提出的热解气化联合装置，原料采用粒径<1mm的秸秆，气化温度为900℃，热解温度为850℃，线速<10m/s，出口气体组分中co+h2含量为58.4％，甲烷含量为7.0％，碳转化率为95％，但焦油产率仅为20％，其结果详见表1。【比较例3】

采用传统的鲁奇炉加压固定床气化装置，原料采用粒径为5-30mm无烟煤，气化温度为850℃，线速<0.3m/s，出口气体组分中co+h2含量为65.6％，甲烷含量为4.7％，焦油产品的产率仅为2％不到，且碳转化率远低于90％，其结果详见表1。

【比较例4】

将粒径<1mm褐煤通过给料设备从下行床热解炉1上方的原料入口a输送至其炉膛内，气化产品气b于距下行床热解炉1顶部1/5处由单管射流式分布器引入，并与褐煤原料接触、并流，并在线速为30m/s、常压、650℃的操作温度下发生热解反应，热解半焦c被气化产品气b和热解生成的热解气组成的混合气携带，经下行床热解炉1底部进入到气固分离器2；经气固分离，混合气被送往冷凝装置3快速冷却，冷凝装置3采用塔板式冷凝器，其中可冷凝气体经冷却后成为焦油e，其焦油产率达13％。而不可冷凝气体则从冷凝装置3中上部的气体出口排出，并经过进一步净化处理后，最终得到产品合成气d；热解半焦c经分离后被送入热解半焦储仓4中，并经气体输送进入到固定床气化炉5，并与来自距固定床气化炉5底部10/10处气体入口的气化剂f(氧气+水蒸气)发生气化反应，形成大量的合成气及气化残渣。气化炉运行温度通过调节气化剂中的氧气含量控制，氧气含量控制为20％左右时，气化炉运行温度为850℃。气化残渣由于重力作用落入至渣斗6中被收集，而高温的气化产品气b则通过距固定床气化炉5炉顶1/5处气体出口被送入至下行床热解炉1中作为热解所需的热源以及热解介质。整个循环反应系统的碳转化率仅为80％，而最终得到产品合成气d中有效组分h2、co以及ch4含量分别为34.1％、30.4％、1.0％，其结果详见表1。

表1