一种利用低阶煤中的挥发分制液化烃的方法和系统与流程

本发明涉及煤物质清洁利用技术领域，尤其涉及一种利用低阶煤中的挥发分制液化烃的方法和系统。

背景技术：

在我国已探明的煤炭储量中一半以上为低阶煤，其中蕴藏的挥发分相当于1000亿吨的油气资源。低阶煤主要具有高水分、高挥发性的物质特性，在燃烧时火焰较长且有烟，煤化程度较低，典型煤种为褐煤和长焰煤。我国富煤少油缺气，如何高效利用低阶煤成为当今清洁煤技术的重大课题。然而无论是燃烧发电，还是现代煤化工利用，都因为其高水、高灰和低热值的三大特性使其综合利用的效率极低。

目前低阶煤的利用方式主要是直接燃烧或气化。其中直接燃烧发电是其最常见的利用方式之一，据不完全统计，我国有90％以上的褐煤用于电站锅炉和各种工业锅炉。低阶煤直接燃烧不仅浪费了煤炭中蕴含的丰富油气资源，效率低，而且污染环境，容易造成sox和nox等温室气体的大量产生，造成了酸雨等恶劣天气环境。现代煤化工技术以煤气化为技术龙头但是煤气化技术发展至今，尚未形成成熟大规模商业化低阶煤气化技术。现有技术中将低阶煤气化，通常是将低阶煤热解后得到粗制煤气，粗制煤气中含有co、h2、co2、烃类和含硫化合物等，一般热解是在有大量氧气(或空气)的条件下进行的，热解时一部分煤将于氧气反应用于供热并且产生了大量的co2，并且因为有氧燃烧，粗制煤气中含氮量过高，粗制煤气中的无效气体太多，降低了粗制煤气的能量密度，通常不会将烃类从粗制煤气中分离开来制备烃类等高效清洁的燃料，除了粗制煤气回炉燃烧外，热解产出粗制煤气未有其它经济价值，煤炭原料的利用率低；而且并无相关集成设备既能够利用低阶煤制烃又能够连续化大规模生产。

技术实现要素：

有鉴于此，本发明的目的是针对现有技术的不足，提供一种利用低阶煤中的挥发分制液化烃的方法和系统，将烘干后的低阶煤在无氧或微氧条件下气化得到油气混合物，将油气混合物净化后得到包含烃类的混合气体，再将混合气体中通过压缩工艺得到液化烃，液化烃的产量高，杂质气体少，可做高效清洁能源，充分有效地利用了低阶煤中的挥发分。

为了解决以上技术问题，本发明提供了如下技术方案：

一种利用低阶煤中的挥发分制液化烃的方法，低阶煤依次通过烘干工艺和气化还原工艺得到油气混合物，所述油气混合物经净化工艺得到包含co、h2和烃类的混合气体，所述混合气体经压缩工艺得到液化烃，所述气化还原工艺是在无氧或微氧条件下对烘干后的低阶煤进行加热的化学反应工艺。

烘干工艺将低阶煤中大部分的水分去除，本发明中优选采用粉状的低阶煤作为原料，便于提高烘干的效率，得到烘干后的低阶煤和废气；烘干后的低阶煤进入气化还原工艺发生反应得到高温的油气混合物。气化还原工艺采用的无氧或微氧环境主要分以下几种情况：(1)、原料低阶煤内部的空隙，物料与物料之间的空隙夹带的空气；(2)从气化还原工艺的进料口、出料口等泄露混入的少量空气；(3)、在爆炸极限值以下，气化还原工艺内可以稍微通入占煤炭质量百分比5％的o2或者(空气)，进一步优选通入占煤炭质量百分比3％的o2或者(空气)，有利于提高气化还原反应的温度、防止结焦等，而且同时保证了整个气化还原工艺反应的安全稳定性；优选烘干后的低阶煤在无氧环境进行气化还原反应，避免了烘干后的低阶煤在进入气化还原工艺反应过程中与氧气发生燃烧反应，生成大量不能燃烧的co2，从而保证得到的高温的油气混合物中co2等的体积百分较小，有利于后续制备高能量密度的合成气，而且工艺步骤少，简单易操作，以使得反应能够安全进行。高温的油气混合物中含有co、h2、co2、烃类、灰尘、煤焦油和含硫化合物等，通过净化工艺除去灰尘、煤焦油和含硫化合物等杂质气体，防止大量的杂质堵塞设备管道，影响后续工艺的稳定性；所述混合气体再依次经压缩工艺将混合气体中包含c3-c6液化，得到液化烃，利用本发明中的方法制备的液化烃纯度较高，杂质气体少，可做高热值的清洁燃料，广泛应用于生活。

优选的，所述净化工艺包括除尘工艺、脱焦油工艺和脱硫工艺。高温的油气混合物中含有大量的灰尘、煤焦油、水蒸气、含硫化合物等，先利用除尘工艺除尘，防止在除尘过程中油气混合物的温度降低，煤焦油和水蒸气等冷凝成液态并粘附大量灰尘造成后续工艺管道堵塞，造成除尘效果下降；再利用脱焦油装置除掉大量的焦油和水蒸气，防止焦油冷却附着在工艺管道中堵塞管道，积碳等问题；最后再将脱焦油工艺处理后的剩余的气体通过脱硫工艺除掉含硫化合物，防止含硫化合物造成后续工艺中的催化剂中毒，采用以上工艺可除掉杂质气体和固体，以便得到净化后的混合气体，混合气体杂质少，便于后续工艺处理，保证了后续设备的稳定性。

优选的，所述烘干工艺采用水蒸汽间接烘干，所述水蒸汽的压力为0.3-1.5mpa，所述水蒸汽的温度为105-250℃，所述烘干工艺的出口物料含水率不超过7wt％，所述烘干工艺的出口物料温度为50-150℃。若低阶煤中含有大量的水分，会导致气化还原反应过程中耗热量大。烘干工艺的烘干介质可为烟气或者水蒸气，烘干可分为直接烘干和间接烘干。当利用烟气作为烘干介质时，虽然烟气与低阶煤直接接触的烘干的效率是最高的，但是采用烟气进行烘干时要严格控制烘干工艺环境中氧气的体积百分比在爆炸极限以下，以防止爆燃，烟气间接烘干的效率也并不理想，因此为了生产安全和烘干效率，优选水蒸气烘干。水蒸气直接烘干容易有可能导致水蒸气与低阶煤反应消耗资源，因此采用水蒸气间接烘干低阶煤的烘干方式，以防止水蒸气中的水分进入低阶煤中。另外，烘干过程中如果水蒸气压力过大，水蒸气带来的温度过高容易导致在烘干过程中，低阶煤中部分挥发分会逃逸出来，一方面挥发分的逸出会带来安全隐患，另一方面会影响后续气化还原工艺的产气量，因此烘干过程中烘干蒸汽压力不易过大，以保证既能保证烘干效果，又可以保证低阶煤中的挥发分不被气化。优选的，所述气化还原工艺的反应温度为350-800℃，在此温度下，烘干后的低阶煤中的大部分挥发分从低阶煤中逸出，从而得到较多的高温的油气混合物。

优选的，所述烘干工艺和气化还原工艺之间还设有气化进料工艺，所述烘干后的低阶煤经所述气化进料工艺处理分散为悬浮状后再进入所述气化还原工艺，采用这样的工艺可以增大烘干后的低阶煤受热面积，有利于加快气化还原反应。

优选的，所述压缩工艺的压力为0.7-2.5mpa，因为常温下，包含c3-c6的烃类一般在0.7-1.6mpa的压力下成液态，而co、co2、h2、n2和包含c1-c2的烃类不能被压缩，依然呈气态，因此采用此工艺条件可以充分将混合气体中的包含c3-c6的烃类液化，使得co、co2、h2、n2和包含c1-c2的烃类的不凝气与包含c3-c6的烃类分离开来。

进一步优选的，所述压缩工艺的压力为0.7-1.6mpa，采用这种工艺条件，使用较小的压力即可最大可能的将包含c3-c6的烃类液化，使得co、co2、h2、n2和包含c1-c2的烃类的不凝气与包含c3-c6的烃类分离开来，节省能耗。

上述任一项使用所述的方法的系统，包括烘干装置、气化还原装置、净化装置和压缩装置，所述烘干装置通过气化进料装置与所述气化还原装置连接，所述气化进料装置的上端与所述净化装置连接，所述净化装置与所述压缩装置连接。低阶煤进入烘干装置中烘干，得到烘干后的低阶煤和废气，烘干后的低阶煤经气化进料装置分散后输送至气化还原装置反应，反应后得到高温的油气混合物和带有一定温度的提质煤，油气混合物经从气化进料装置的上端进入净化装置中以净化除掉灰尘、焦油和含硫化合物得到混合气体，混合气体进入压缩装置使得c3-c6的烃类液化，从而得到产品液化烃。

优选的，所述气化还原装置为可旋转的卧式反应釜，进一步优选所述气化还原装置为360°可旋转的卧式反应釜，所述卧式反应釜外部设有第一加热机构，所述卧式反应釜内部设有第二加热机构。采用这种结构可以保证烘干后的低阶煤在卧式反应釜多角度翻转，增大烘干后的低阶煤的受热面积，使得烘干后的低阶煤在卧式反应釜的内部和外部同时受热，有利于加快气化还原反应。

优选的，所述压缩装置包括风机、缓冲罐、压缩机和液压罐，所述风机、缓冲罐、压缩机和液压罐依次连接，采用这种结构可以充分实现液化烃和不凝气的分离。

基于以上技术方案，本发明中的方法，通过在无氧或微氧条件下将烘干后低阶煤中的挥发分制备成混合气体，防止煤与氧气反应消耗生成大量的无效气体，在通过净化工艺除掉灰尘、焦油等杂质，再利用压缩工艺除掉c1-c2烃类等气体得到包含c3-c6的液化烃，液化烃的产量高、纯度高并充分有效地利用了低阶煤；本发明的系统，操作简单可行，多为现有设备，运行成本较低，适合工业化生产。

附图说明

为了更清楚地说明本发明中实施例或现有技术中的技术方案，下面将对实施例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是本发明中记载的一些实施例，对于本领域普通技术人员来讲，还可以根据这些附图获得其他的附图。

图1为本发明中利用低阶煤中的挥发分制液化烃的方法的流程示意图；

图2为本发明中利用低阶煤中的挥发分制液化烃的系统结构图；

图3为本发明实施例中气化进料装置的结构示意图；

图4为本发明实施例中气化还原装置的结构示意图；

图5为本发明实施例中气化还原装置的主视局部剖视图。

附图标记：1、卧式反应釜，2、进料口，3、出料口，4、驱动机构，41、齿环，42、托轮，43、电机，44、传动齿轮，5、第一加热机构，51、加热器，52、加热箱，53、加热管道，54、加热出气口，6、第二加热机构，7、导流板，9、动静密封装置，10、气化还原装置，11、气化进料装置，111、螺旋叶片，112、气化电机，100、烘干装置，200、净化装置，210、除尘装置，220、脱焦油装置，230、脱硫装置，300、压缩装置。

具体实施方式

下面结合具体实施例来对本发明进行进一步说明，但并不将本发明局限于这些具体实施方式。本领域技术人员应该认识到，本发明涵盖了权利要求书范围内所可能包括的所有备选方案、改进方案和等效方案。

本发明中，若非特指，所采用的原料和设备等均可从市场购得或是本领域常用的。下述实施例中的方法，如无特别说明，均为本领域的常规方法。

如图1-5所示，本发明公开了一种利用低阶煤中的挥发分制液化烃的方法，低阶煤依次通过烘干工艺和气化还原工艺得到油气混合物，油气混合物经净化工艺得到包含co、h2和烃类的混合气体，混合气体经压缩工艺得到液化烃，气化还原工艺是在无氧或微氧条件下对烘干后的低阶煤进行加热的化学反应工艺。

低阶煤中气体含量一般为10％-25％，焦油的含量为3％-15％左右，煤的含量为15％-40％、水的含量为10％-30％，剩余为灰尘等其他杂质。低阶煤中的挥发分主要为气和油，挥发分的含量为13％-50％，这种挥发分对提取油气资源就是宝贝，优选挥发分在30％-50％之间的低阶煤。

本发明的原料低阶煤可以是粉煤也可以是块煤，当低阶煤采用块煤时，对过大块煤可以通过破碎、筛分处理以获得粒度较小的粉煤。优选采用粉煤作为原料，一方面是因为粉煤无需再经破碎、筛分处理，节省工艺步骤，烘干时受热面积大，烘干效率高，另一方面是粉煤相对块煤价格低廉。优选采用粒度小于20mm的粉煤，再进一步优选采用粒度小于6mm的粉煤。

低阶煤中挥发分含量一般为20％-55％，焦油的含量为3％-15％左右，固定碳的含量为30％-60％、水的含量为10％-40％，剩余为灰尘等其他杂质。低阶煤的煤化程度低，但蕴藏丰富的油气资源，低阶煤中富含的挥发分对提取合成气非常有利，因此优选挥发分在30％-55％之间的低阶煤。

若低阶煤中含有大量的水分，会导致气化还原反应过程中耗热量大，因此，本发明的技术方案首选对低阶煤通过烘干工艺进行处理。烘干工艺的烘干介质可为烟气或者水蒸气，烘干可分为直接烘干和间接烘干。当利用烟气作为烘干介质时，虽然烟气与低阶煤直接接触的烘干的效率是最高的，但是采用烟气进行烘干时要严格控制烘干工艺环境中氧气的体积百分比在爆炸极限以下，以防止爆燃，烟气间接烘干的效率也并不理想，因此为了生产安全和烘干效率，优选水蒸气烘干。水蒸气直接烘干容易有可能导致水蒸气与低阶煤反应消耗资源，因此采用水蒸气间接烘干低阶煤的烘干方式，以防止水蒸气中的水分进入低阶煤中。另外，烘干过程中如果水蒸气压力过大，水蒸气带来的温度过高容易导致在烘干过程中，低阶煤中部分挥发分会逃逸出来，一方面挥发分的逸出会带来安全隐患，另一方面会影响后续气化还原工艺的产气量，因此烘干过程中烘干蒸汽压力不易过大，以保证既能保证烘干效果，又可以保证低阶煤中的挥发分不被气化。因此，优选的，烘干工艺采用水蒸汽间接烘干，水蒸汽的压力为0.3-1.5mpa，水蒸汽的温度为105-250℃，在此工艺条件下可以最大化的降低低阶煤中的含水率，甚至可以使得从烘干工艺的出料口排出的低阶煤中的含水量降低至7wt％以下,烘干工艺的出口物料温度为50-150℃，烘干工艺去除的水分以水蒸气的形式伴随烘干过程中的煤粉等扬尘一起形成废气；再进一步优选，当水蒸气的压力为0.6-12mpa，水蒸气的温度为120-200℃时，烘干后低阶煤的含水率将降低至6wt％以下，烘干工艺的出口物料温度为80℃-130℃。

本发明的烘干工艺可以为一级，也可以为多级，因为如果一级烘干工艺后低阶煤的含水率仍然达不到工艺的要求，可以采用二级烘干、三级烘干工艺等多级烘干继续进一步干燥，直到烘干后低阶煤的含水率符合工艺条件为止。另外，多级烘干工艺可以串联设置也可以并联设置，采用多级烘干工艺串联时可以加强干燥效果，并联时可以增大烘干工艺的处理量，因此根据实际生产工艺的需求，对多级烘干工艺是串联还是并联或者串联并联同时的设计，可以根据实际情况进行调整，只要能达到相同的技术效果即可，具体的，比如，当烘干工艺的进料量以20-30t/h的低阶煤计，可采用一级蒸汽烘干工艺；当烘干工艺的进料量以50-70t/h的低阶计，可采用二级蒸汽烘干工艺，这样更经济合理些。

通过烘干工艺烘干后的低阶煤输送至气化还原工艺进行反应，在烘干后的低阶煤进入气化还原工艺前还可以增设气化进料工艺，以便将烘干后的低阶煤快速进入气化还原装置，增大物料的表面积，有利于加快气化还原反应。

其中，气化还原工艺是在无氧或微氧条件下对烘干后的低阶煤进行加热的化学反应工艺。烘干后的低阶煤输送至气化还原工艺，在烟气等加热介质的加热下，反应过程中无需加入添加剂等其他物质，温度一般为350℃-800℃，压力≤30kpa下发生复杂化学反应的过程，得到固态的碳和高温的油气混合物。高温的油气混合物为包含co、h2、co2、烃类、煤焦油、灰尘和含硫化合物等的多杂质气体。

其中，气化还原工艺采用的无氧或微氧环境主要分以下几种情况：(1)、原料低阶煤内部的空隙，物料与物料之间的空隙夹带的空气，这部分的空气中的o2在气化还原工艺中高温的环境下立即与煤反应生成co2或co；(2)从气化还原工艺的进料口、出料口等泄露混入的少量空气，这部分空气的氧气，这部分微量的o2在气化还原工艺中高温的环境下立即与煤反应生成co2或co；(3)、在爆炸极限值以下，气化还原工艺内可以稍微通入占煤炭质量百分比5％的o2或者(空气)，这种操作具有以下优点：①可提高气化还原工艺内的温度和能量利用率；②提高了炭的转化率；③防止煤结焦；④少量o2与低阶煤不完全燃烧产生了更多的co，为后续带来了更多的合成气。由于气化还原工艺内部温度较高，通入的少量o2瞬间会发生氧化反应(包括燃烧反应)，很多可燃物的燃点都在气化还原反应的反应温度以下。因co与空气混物爆炸限12％～74.2％；h2爆炸值为4％-75％。o2占空气比例为21％。折算后纯氧的爆炸极限上值为6％左右。通过理论测算，100kg的煤会产生约80nm³的co和h2。所以，通入占煤炭质量百分比5％的o2是安全的；再进一步优选，通入占煤炭质量百分比3％的o2，以确保整个气化还原工艺反应的安全稳定性。但是，当气化还原反应的温度满足工艺要求时，也可以不通入氧气，优选烘干后的低阶煤在无氧环境进行气化还原反应，以使得反应能够安全进行。

其中，气化还原工艺可以为一级，也可以为多级。当采用一级气化还原工艺时，主要是为了得到大部分高温的油气混合物，温度的高低直接影响后续产气量、提质煤的产量和一级提质煤的温度，气化还原工艺的反应温度为350℃-800℃，提质煤中的挥发分含量为8-15wt％，进一步优选，气化还原工艺的反应温度为400-750℃；再进一步优选450-700℃。当采用多级气化还原工艺时，多级气化还原工艺主要作用是把上一级气化还原工艺内的无法气化的固体物质(包括气化后的粉煤，固体杂质等)，一定量的无法在一定停留时间内气化的类似沥青等高沸点油状物继续气化和停留时间短来不及析出或者温度达不到酚类化合物、芳香烃化合物等的缩聚反应条件，继续反应气化，有利于提高气体产量和提质煤的品质。

除了保证气化还原工艺的温度合理之外，同时也得保证气化还原工艺内一定的停留时间，停留时间太短，挥发分还未完全逸出气化，影响气体产量的同时，更多的影响提质煤的质量；停留时间太长，虽然产品得到了保证，但产量跟不上，所以保持一个合理的气化还原反应停留时间对产品产量和质量的至关重要。由于原料低阶煤的品种不同，一般气化还原工艺内物料的停留时间为30min-4h。

优选的，当采取两级气化还原工艺时，烘干工艺烘干后的物料先进入一级气化还原工艺再进入二级气化还原工艺，烘干后的低阶煤先进入一级气化还原工艺得到一级气体和一级固体，一级固体再进入二级气化还原工艺继续气化得到二级气体和二级固体，二级固体即为提质煤；一级气化还原工艺的进料温度为80℃-120℃，出气温度为180℃-550℃，反应温度为450℃-650℃，出料温度为350℃-600℃；所述二级气化还原工艺的进料温度为350℃-600℃，出料温度为450℃-750℃，反应温度为550℃-800℃，出气温度为450℃-700℃。当采用两级气化还原工艺时，主要是为了使大部分挥发分完全气化掉，既能得到大量的气体又能得到挥发分更低的提质煤，其中提质煤中的挥发分含量为3-8wt％。

从气化还原工艺得到的高温的油气混合物进入净化工艺以除掉固体灰尘、焦油和含硫化合物等以即可得到混合气体。

净化工艺包括除尘工艺、脱焦油工艺和脱硫工艺。高温的油气混合物中含有大量的灰尘、煤焦油、水蒸气、含硫化合物等；先利用除尘工艺除尘，防止在除尘过程中油气混合物的温度降低，煤焦油和水蒸气等冷凝成液态并粘附大量灰尘造成后续工艺管道堵塞，造成除尘效果下降；再利用脱焦油装置除掉大量的焦油和水蒸气，防止焦油冷却附着在工艺管道中堵塞管道，积碳等问题；最后再将脱焦油工艺处理后的剩余的气体通过脱硫工艺除掉含硫化合物，防止含硫化合物造成后续工艺中的催化剂中毒，采用以上工艺可除掉杂质气体和固体，以便得到净化后的混合气体，混合气体杂质少，便于后续工艺处理，保证了后续设备的稳定性。

为了进一步优化工艺，还可以在脱硫工艺后增设电捕焦工艺用来捕获少量焦油，以进一步减少气体中焦油的量，电捕焦油器是煤气净化的主要设备,它的作用是将经过洗涤、冷却后的煤气除去焦油、粉尘后送至下道工序。电捕焦油器均由筒体、沉淀极、电晕极和电气绝缘箱四大部分组成。捕焦油效率达99％，出口煤气中焦油雾含量可降至50mg/m3以下；如果油气混合物中含不饱和烃的体积分数过高，还可以在脱硫工艺后增设氢加成工艺将其转化为饱和烃，防止积碳；还可以在脱硫工艺后增设脱硝工艺或脱氯工艺以实现进一步净化。

当采用两级气化还原工艺时，每级气化还原工艺分别依次与各自的除尘工艺、脱焦油工艺和脱硫工艺等连接；气化还原后产生的高温油气中的灰尘量较大，因此为了进一步优化工艺，每级气化还原工艺先与各自的除尘工艺连接，每级的除尘工艺再与同一套脱焦油工艺和脱硫工艺依次连接，以节省工艺环节。

经过净化工艺处理后的混合气体包含co、h2、n2、co2和烃类等，混合气体进入压缩工艺，常温下，压缩工艺的压力为0.7mpa-2.5mpa时，可把包含c3-c6的烃类液化得到液化烃，其它不易压缩的气体co、h2、n2、co2和包含c1-c2的烃类等气体为不凝气，在此压力下，可把液化烃和不凝气分离开来，液化烃主要包括丙烷、丁烷、丁烯、戊烷、己烷等，其中包含c3-c6的液化烃的体积百分比的总和为75-90％其他杂质气体少，因此可做高热值的清洁燃料，广泛应用于生活中。

如图2-5所示，本发明同时提供了使用上述方法的系统，包括烘干装置100、气化还原装置10、净化装置200和压缩装置30，所述烘干装置100通过气化进料装置11与所述气化还原装置10连接，所述气化进料装置11的上端与所述净化装置200连接，所述净化装置200与所述压缩装置300连接。

当原料低阶煤为粉煤时，低阶煤可以直接经输送装置进入烘干装置100烘干。当低阶煤为块煤时，大颗粒需要采用破碎机破碎、筛分机筛分后获得较小粒度的低阶煤，再由输送装置进入烘干装置100烘干。

其中，烘干装置100包括滚筒、输送装置、多个贯穿滚筒的加热管和驱动机构，滚筒上设有进料口、出料口和出气口，低阶煤从进料口进入滚筒，驱动机构用以驱动滚筒转动，加热介质如水蒸气等通过加热管与滚筒中的低阶煤间接传热，滚筒内壁设有扬料板，扬料板沿滚筒内壁环绕分布，加热管纵横交替地分布在滚筒内部，滚筒可以水平布置或倾斜布置，滚筒倾斜布置时，滚筒与水平面设置成一定的斜度，滚筒设有出料口的一端处于低位，保证滚筒前端的高度高于滚筒后端的高度，烘干后的低阶煤可在自身重力的作用下自动传输从出料口排出，烘干后的低阶煤经输送装置进入后续的气化还原装置10，这里的输送装置优选密封的输送装置，以防止外界空气在输送过程中混入烘干后的低阶煤，消耗煤资源；烘干过程中产生的扬尘、水蒸气等废气从滚筒的出气口排出；进一步优选的，滚筒的出气口和滚筒的出料口为同一个。

烘干装置100至少为一级，以保证低阶煤的含水率符合生产的要求。当采用多级烘干时，滚筒为多个，多个滚筒安装高度相同，多个滚筒可以串联或者并联。滚筒的内外径尺寸和长度均可根据低阶煤处理系统的实际处理能力确定。

如图3-5所示，通过烘干装置100处理后的低阶煤再经过气化进料装置11与气化还原装置10连接，气化进料装置11为螺旋输送装置，烘干后的低阶煤从烘干装置100的出料口经气化进料装置11后再进入气化还原装置10的进料口，此时的气化进料装置11既是烘干后物料的输送装置，使得烘干后的低阶煤能够进一步在气化还原装置10呈分散的均匀颗粒，受热均匀便于发生气化还原反应；又提高了烘干后的低阶煤进入气化还原装置10内时的温度。

其中，如图3所示，气化进料装置11包括气化进料腔和设置在所述气化进料腔内的螺旋叶片111、以及驱动螺旋叶片111转动的气化电机112，螺旋叶片111的横截面不大于气化进料腔的内径横截面。

气化进料装置11可设置在气化还原装置10的出料口3或者进料口2处。气化进料装置11的上端与净化装置200连接，当气化进料装置11设置在气化还原装置10的出料口3处时，烘干后的低阶煤经输送装置进入气化还原装置10，气化还原装置10产生的油气混合物经出料口3先进入气化进料装置11上端再进入净化装置200，然后气化还原装置10内产出的提质煤从出料口3经气化进料装置11输送至下一系统，气化进料装置11仅仅是气化还原反应后的油气混合物输送通道和提质煤的输送装置。

当气化进料装置11设置在气化还原装置10的进料口2处时，一方面烘干后的低阶煤通过气化进料装置11输送并气化分散成悬浮的均匀颗粒后再进入气化还原装置10的进料口2，同时气化还原装置10产生的油气混合物经进料口2先进入气化进料装置11上端再进入净化装置200，高温的油气混合物与烘干后的低阶煤在气化进料装置11内发生热交换，有利于提高烘干后的低阶煤进入气化还原装置10的温度，因此，气化进料装置11既是烘干后物料的输送装置，使得烘干后的低阶煤在气化还原装置10呈分散的均匀颗粒，受热均匀便于发生反应；又提高了烘干后的低阶煤进入气化还原装置10的温度。因此优选，气化进料装置11设置在气化还原装置10的进料口2处。

为了进一步增加密封性，在气化进料腔和气化还原装置10的进料口2外侧设置金属补偿器和动静密封装置9，以增加气化进料装置11与气化还原装置10之间的密封性和连接稳定性。

如图4-5所示，气化还原装置10为可旋转的卧式反应釜1，进一步优选360°可旋转的卧式反应釜1，气化还原装置10包括360°可旋转的卧式反应釜1、第一加热机构5以及驱动所述卧式反应釜1旋转的驱动机构4，所述第一加热机构5与所述卧式反应釜1连接以对所述卧式反应釜1内的烘干后的低阶煤加热；所述卧式反应釜1设置有出料口3和进料口2，烘干后的低阶煤从所述进料口2进入，气化还原反得到的提质煤通过设置在所述卧式反应釜1内的导流板从所述出料口3产出，卧式反应釜1内产生的油气混合物从所述进料口2排出。

驱动机构4包括设置在卧式反应釜1一端外周面的齿环41、与齿环41啮合的托轮42、传动齿轮44和电机43，电机43驱动传动齿轮44转动，进一步带动托轮42转动，以再次带动齿环41与卧式反应釜1旋转，这里需要说明的是，驱动机构4也可以是别的装置，只要能够达到相同的技术效果即可。

所述卧式反应釜1的旋转为360°旋转，从而可以使得其内部的烘干后的低阶煤时刻处于转动状态，以增大烘干后的低阶煤与第一加热机构5所提供的加热介质的受热面积，有利于加快烘干后的低阶煤的气化还原反应，其中，第一加热机构5通过传递加热介质对卧式反应釜1内的烘干后的低阶煤进行持续加热并持续发生气化还原，使得烘干后的低阶煤能够最大限度的产生油气混合物和提质煤，从而在利用最少的加热资源的同时产生最多的煤炭能源利用价值。

所述第一加热机构5包括加热器51和加热箱52，所述加热器51通过加热管道53与所述加热箱52连接，所述加热箱52套设在所述卧式反应釜1外侧且与卧式反应釜1通过动静密封装置9连接。采用这样的结构设计，防止加热介质外泄提高能量利用率，并最终通过加热出气口54将加热介质排出，使得第一加热机构5与卧式反应釜1形成相对独立的两套机构，因此可以根据实际的生产场景，更好的布置整个系统的场地占用空间，同时也可以使得加热介质能够与卧式反应釜1内的低阶煤进行持续的热交换，为了增加第一加热机构5的稳定性，可以对第一加热机构5固定设置，比如第一加热机构5可以固定在地面上或者支架上。进一步地优选的，加热箱52外部设有保温棉等保温装置，防止第一加热机构5的温度降低。进一步地优选的，加热管道53可以为多根，多根加热管道53从卧室反应釜1的不同位置通入加热介质并加热出气口54将换热利用后的加热介质排出，加快气化还原反应的速率。

其中，卧式反应釜1内部设有第二加热机构6，使得卧式反应釜1内部受热均匀。进一步地，第二加热机构6通过控制烟气等加热介质的流速、温度和压力等将卧式反应釜1内的烘干后的低阶煤均匀加热；第一加热机构5从卧式反应釜1的外部将烘干后的低阶煤加热，从而实现加热介质在卧式反应釜1内外的流动，使得烘干后的低阶煤能够随着卧式反应釜1旋转的同时接触到大量的热量，以更好的进行气化还原反应，提高气化还原反应的效率和速率。

其中，导流板7为单螺旋结构和/或双螺旋结构，通过倾斜布置且呈螺旋结构和/或单螺旋结构的导流板7设置，将卧式反应釜1内的烘干后的低阶煤不断的进行气化还原的同时将产生的提质煤运送至出料口3排出，再配合着卧式反应釜1的旋转，使得低阶煤在通过导流板7运送的过程中能够更加充分的进行气化还原反应，其中，导流板7分为导流钢板和导流不锈钢板，可采用单螺旋结构或双螺旋结构，也可单、双结合的螺旋导流结构进行导流，采用这样的结构设计，在卧式反应釜1旋转的过程中，使得卧式反应釜1内的烘干后的低阶煤在螺旋导流板7的作用下向出料口3移动，加快卧式反应釜1内经气化还原反应后产品提质煤的排出。

气化还原装置10设置为至少为一级。根据需要可以设置至少一级的卧式反应釜，以对低阶煤进行更加充分完全的气化还原，同时亦可以增加气化还原低阶煤的进料量，同时360°可旋转的卧式反应釜可以使得其内部的烘干后的低阶煤始终处于运动状态，以更加全面均匀的受热。其中，本发明中优选卧式反应釜包括一级卧式反应釜和二级卧式反应釜，所述一级卧式反应釜和二级卧式反应釜之间通过密封的输送装置连接，这里的输送装置为气化进料装置11。烘干后的低阶煤从一级卧式反应釜反应后的一级气体和一级固体，一级气体从气化进料装置11的上端进入后续的净化装置200，一级固体经气化进料装置进入二级卧式反应釜中继续反应得到二级气体和二级固体，二级固体即为提质煤，二级气体从气化进料装置11的上端进入后续的净化装置200。

优选的，二级卧式反应釜的容量小于所述一级卧式反应釜的容量。当烘干后的低阶煤通过一级卧式反应釜的气化还原之后，会产生一定量的油气混合物，此时剩余的固体煤的量将会大大减少，那么将二级卧式反应釜的容量进行减少之后，即可以更好的满足剩余固体煤的再次气化还原，因此这样的设计，更加合理和充分的利用了装置的容量，并节省了占地空间，提高了系统的合理性。

其中，当低阶煤通过一级卧式反应釜的气化还原之后，提质煤中的挥发分含量为8-15wt％，当低阶煤通过二级卧式反应釜的气化还原之后，提质煤中的挥发分含量为3-8wt％。具体和反应温度、低阶煤的种类有关，主要因素决定于反应温度。

其中，卧式反应釜1内部还设有多个无线温度控制器。无线温度控制器用于监测卧式反应釜1内的温度，并将温度信号传送给后台或警报装置，以便工作人员实时监控气化还原反应的进行情况，提高了气化还原反应的可控性以及反应的安全性。当设备出料口3温度还没达到指定温度时，温度传感器通过信号输送传送给电脑及警报装置，提醒工作人员，这是说明产品还没达到合格要求，这时候采取措施主要如下，卧式反应釜1可以反转，使快到出料口3的固体物料再次进入卧式反应釜1充分反应，延长停留时间，同时继续加热，卧式反应釜1反转时间为30min-4h不等，然后卧式反应釜1正转，待固体物料进入出料口3时，观察温度传感器是否报警，如果报警，卧式反应釜1再反转，如此重复，保证产品合格下线。如果温度传感器显示温度达标，反应后的固体物质即提质煤进入出料口3，经输送装置输送从卧式反应釜1的出料口排出。

高温的油气混合物中气化还原装置10的进料口2从气化进料装置11的上端进入净化装置200。

如图2所示，净化装置200主要包括除尘装置210、脱焦油装置220和脱硫装置230，除尘装置210、脱焦油装置220和脱硫装置230依次连接。高温的油气混合物先进入除尘装置210以除掉大量的灰尘等固体杂质，再进入脱焦油装置220统以除去大量的煤焦油，再进入脱硫装置230以除掉大量含硫化合物；为了进一步优化系统，可以在脱硫工艺后增设电捕焦工艺用来捕获少量焦油；在进一步优选，增设加氢装置；在进一步优化；增设脱硝装置或者脱氯装置，以实现进一步净化。当采用两级气化还原装置10时，优选在每级气化还原装置10分别依次与各自的除尘装置210、脱焦油装置220和脱硫装置230连接，优选的，每级气化还原装置10先与各自的除尘装置210连接，每级的除尘装置210再与同一套脱焦油装置220和脱硫装置230依次连接，以节省设备，减少生产成本支出。

气化进料装置11的上端与除尘装置210，除尘装置210包括重力除尘装置、旋风分离装置和电除尘装置中的一种或几种。进一步优选的，除尘装置210还可以用保温棉等保温，尽量使油气混合物的温度下降不至于太快，如果温度下降的太快，重油等易形成液体，导致煤焦油粘附在除尘装置210内造成堵塞。

脱焦油装置220包括有喷淋冷却塔等。喷淋冷却塔利用冷却后的工业废水或者是重油等冷却介质使得高温的油气混合物中的焦油和水蒸气冷却后转变成液态的油水混合物从而使得油水与剩余的未冷凝的气体分离开来，剩余的气体从喷淋冷却塔的出气口排除进入下一道工艺处理。

经脱焦油装置220处理后的气体进入脱硫装置230脱硫。冷煤气脱硫大体上可分为干法脱硫和湿法脱硫两种方法，干法脱硫以氧化铁法和活性炭法应用较广，而湿法脱硫以砷碱法、ada、改良ada和栲胶法颇具代表性。在发生炉煤气的湿法脱硫技术中，应用较为广泛的是栲胶脱硫法。它是以纯碱作为吸收剂，以栲胶为载氧体，以navo2为氧化剂。湿式栲胶法脱硫整个脱硫和再生过程为连续在线过程，脱硫与再生同时进行，不需要设置备用脱硫塔；煤气脱硫净化程度可以根据企业需要，通过调整溶液配比调整，适时加以控制，净化后煤气中h2s含量稳定。本发明中优选湿式栲胶法脱硫，脱硫装置230为湿法脱硫塔。

从净化装置200得到的混合气体进入压缩装置300中进行压缩。压缩装置300包括风机、缓冲罐、压缩机和液化罐，风机、缓冲罐、压缩机和液压罐依次连接。压缩机为液化石油气压缩机，即市售常规成熟压缩机，在风机的动力作用下，到缓冲罐存储缓冲，混合气体再进入液化石油气压缩机，温度不超过40℃，一般在25℃以下，当液化石油气压缩机的输出压力为0.7mpa-2.5mpa时，可将c3-c6液化，再进一步优选，液化石油气压缩机的输出压力为0.7mpa-1.6mpa；液化罐内的压力与液化石油气压缩机的压力保持在同等水平丙烷、丁烷、丁烯碳以上的烃类化合物变成液体，此部分液体即为液化烃，在此压力下，h2、co、ch4、c2h6、co2和n2等均不能压缩依然为呈气态，从而液化烃和不凝气分离开来，液化烃进入液化罐存储作为储备能源。进一步优化系统，压缩装置300还包括压力信号控制器，用以控制混合气体进入压缩装置300的前端压力，通过该压力信号控制器自动调整风机的运转频率，使压缩机的压力保持在设定值上下小幅度波动等；优选的，风机优选罗茨风机。

综上所述，本发明中的方法和系统，通过在无氧或微氧条件下将烘干后低阶煤中的挥发分制备成混合气体，通过净化工艺除掉灰尘、焦油等杂质，利用压缩工艺除掉co、h2、c1-c2烃类等不凝气得到包含c3-c6的液化烃，液化烃的产量高、纯度高并充分有效地利用了低阶煤；本发明的系统，操作简单可行，多为现有设备，运行成本较低，适合工业化生产。

以上所述，以上实施例仅用以说明本发明的技术方案，而非对其限制；尽管参照前述实施例对本发明进行了详细的说明，本领域的普通技术人员应当理解：其依然可以对前述各实施例所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分技术特征进行等同替换；而这些修改或者替换，并不使相应技术方案的本质脱离本发明各实施例技术方案的精神和范围。