例性实施例包括从一个特定值和/或到另一特定值。
[0063]类似地，本发明中的“基本上没有”或“几乎没有”的物质，或“基本上纯的”，以及类似的焦炭特征，可包括“至少基本上没有”，或“至少基本上纯的”的物质以及“完全没有”或“完全纯的”的物质。
[0064]本发明中的“包括”、“含有”或“包含”是指，至少已指定的化合物、成分、粒子或方法步骤存在于本申请中的组合物、制品或方法中，但并不排除其它化合物、材料、粒子或方法步骤的存在，即使其它的化合物、材料、粒子和方法步骤具有与所指定的具有相同的功會K。
[0065]本发明中所使用的术语“流”包括材料从一个位置移动到另一位置的多种方式。例如，一股“煤流”或“氧化剂流”并不必然意味着是一个连续流，或是该流是液体或气体为主的。“煤流”传送到容器是指煤从容器的外部被传送到容器的内部，其中，所述煤可以夹带液体或气体，且所述煤可以是煤颗粒。因此，当某一容器中混合了两股流，再次考虑两种物质在容器中混合，并不必然意味着是容器中混合物质的连续流在容器中混合。通过流的输送可以是不连续、离散的或连续的。
[0066]还应当理解的是，所提及的一种或多种方法步骤并不排除在这些明确的步骤间的其它附加的方法步骤或中间方法步骤的存在。同样，还应当理解的是，所提及的组合物中的一种或多种组分并不排除这些明确的组分之外的其它组分的存在。
[0067]本发明所描述的组成各种要素的材料意在说明而非限制。许多与本文中所描述的材料能起到相同或类似功能的合适材料均落入本发明的保护范围之内。此类并未在本发明中描述的材料，包括但不限于，例如:那些在本发明公开之后开发的材料。
[0068]本发明的目的在于气化灰分含量高于约15wt%且灰熔点基本高于约1500°C的烟煤。本发明的目的还在于气化其它高灰分含量在约25wt%至约45wt%范围，但具有较低的在约1150°C至约1500°C内的灰熔点，以现有的气化炉如排渣气流床气化炉气化并不经济可行的烟煤。
[0069]参考图1?2，对于高灰分、高灰熔点烟煤，优选的气化系统包括气化炉100，所述气化炉100结合有烟煤流120、气化炉氧化剂流110以及蒸汽，以产生合成气流150，所述合成气流150含有至少一种副产物，如，焦炭和/或焦油。气化炉100在气化炉操作温度范围、气化炉操作气体空塔速度范围、以及在气化炉出口处气化炉操作压力范围内运行。优选地，所述气化炉操作温度范围为约900°C至约1100°C。优选地，所述气化炉操作气体空塔速度范围为约12英尺/秒至约50英尺/秒。优选地，所述在气化炉出口处气化炉操作压力范围为约30psia至约lOOOpsia。
[0070]部分氧化器200接收合成气流150并将其中副产物的至少一部分转化成合成气流230。部分氧化器将合成气流150与部分氧化剂及蒸汽流210、以及从副产物去除系统250收集的床颗粒(床料)流260相结合。部分氧化器200也促进了蒸汽气化以及其它将部分副产物转化为合成气的气化反应。部分氧化器200在部分氧化器操作温度范围、部分氧化器气体空塔速度范围、以及部分氧化器出口处的部分氧化器压力范围内运行。优选地，所述部分氧化器操作温度范围为约1100°C至约1400°C。优选地，所述部分氧化器气体空塔速度的范围为约3英尺/秒至约6英尺/秒。优选地，部分氧化器出口处的部分氧化器操作压力范围为低于气化炉出口处气化压力范围5psia至约35psia。
[0071]由于二级部分氧化器200依赖于操作流化床以大量减少焦炭含量从而限制或避免熔块形成，可在一级输送气化炉100中使用第一旋风分离器130，以限制排出的焦炭颗粒大于，例如，约50微米，该焦炭颗粒收集在第一旋风分离器130中并保留在循环床材料中以在气化炉100中的氧化剂富集区进一步反应。
[0072]副产物去除系统250接收合成气流230，并从合成气流230中去除至少一部分的副产物，所述副产物可包括焦炭和焦油，以及其它物质。在优选实施例中，系统250包括第二旋风分离器250。
[0073]去除系统至部分氧化器收集床颗粒流260中至少一部分副产物从去除系统250返回至部分氧化器200中。
[0074]第二旋风分离器250排出的合成气流240主要含有细灰以及未反应的细粉焦炭粉。相对较热的合成气流240将在部分氧化器温度范围内操作然后进入到合成气冷却器300，以冷却来自于第二旋风分离器/部分氧化器200的合成气。所述合成气冷却器300将合成气流240冷却至合成气冷却器温度范围。优选地，所述合成气冷却器温度范围为约300°C至约500°C，且所述合成气冷却器300在冷却合成气时产生蒸汽以及过热蒸汽。
[0075]第三旋风分离器350可设置于合成气冷却器300的下游，且由于细灰颗粒穿过合成气冷却器300在较低的温度以及较高的负载下操作，因而能有效收集入口处合成气流330中未反应的焦炭。
[0076]第三旋风分离器350排出的合成气气流360可进入过滤系统400。优选地，所述过滤系统400可将系统400入口处粉尘浓度降低至系统400出口处的过滤范围，产生几乎无粉尘的合成气气流450供下游终端使用。优选地，所述过滤系统400过滤范围为系统400的合成气出口气流450中细灰浓度为约0.1ppmv至约Ippmv0
[0077]过滤系统400产生的细粉可收集在细粉接收器500中，并在进一步冷却和减压利用后通过气流550处理，例如，美国专利号为N0.8，066, 789中公开的连续细灰减压(CFAD)系统510，在此引入并作为参考。从第三旋风分离器350收集到的一部分细粉380可再循环返回到部分氧化器200和/或通过另一 CFAD系统510冷却及降压作为气流370并通过气流 550。
[0078]更具体地，气化炉100作为一循环流化床输送气化炉工艺，进料煤颗粒平均大小低于约1000微米，基于烟煤的反应性，大部分颗粒尺寸范围优选约150微米至约300微米。美国专利号为N0.7，771，585和专利号为N0.2011-0146152公开了输送气化炉的各部分及功能，在此引入并作为参考。气化炉氧化剂流110，例如，优选氧气和/或空气，添加到气化炉中与碳颗粒部分反应以为气化反应提供所需的热量并维持气化炉温度。在一优选实施例中，富氧空气使用来自于设置在气吹式气化车间的、旨在提供起惰化作用的氮气的空气分离单元的混合氧气，提高了经济性。气化炉的操作温度相对较低且其范围为约900°C至约1100°C。气化炉的操作压力范围优选约30psia至约lOOOpsia。
[0079]为了在输送气化炉中气化烟煤，煤流120被输送到气化炉100下部提升管的锥形区域，从而在进料射流的惯性力及重力作用下，最初煤颗粒将下落并与来自于气化炉底部的氧化剂流110相接触。随着进料煤颗粒开始在氧气氛围下升温，煤的粘结倾向减至最小。此外，煤流120以向下的切向喷嘴进料，并与沿着气化炉炉壁向下流动的固体相互作用。此相互作用增加了气化炉底部的固体循环率并提高了氧化剂以及来自于气化炉底部的蒸汽流的扩散。煤和循环固体颗粒的混合物降低了新鲜煤颗粒的浓度并最大限度地减少了粘结性煤颗粒相互粘结以形成结块的可能。
[0080]在本发明的另一实施例中，所述煤可输送到流动密封阀式返料机构140的提升管中，其中粘结性煤颗粒可与约100倍于其重量的循环固体混合以减少粘结性煤颗粒形成结块的机会。防止强粘结性煤结块倾向的进一步措施是向煤转化气中加入少量的氧化剂，如氧气。输送到流动密封阀式返料机构140提升管中的氧气将通过循环固体快速扩散使得接近于煤进料点的任何温度上升减至最低。
[0081]蒸汽可加入到气化炉的锥形或其它区域以部分调节气化炉的温度并与煤颗粒反应以产生合成气。气化炉的温度也可通过循环来自于竖管的固体颗粒调节。气体速率可随着固体循环速率以及进料煤颗粒尺寸调整以在正常操作条件下最大限度地减少来自于气化炉的灰分或其它副产物的排放。在这种操作下，过量(未反应)的焦炭可携带气化炉排除的合成气返回至并输送至二级部分氧化器200以进行进一步转化。
[0082]气化炉100在烟煤气化时产生的焦炭本质上为高耐火且在相对较低的一级输送式气化炉操作条件下难以转化为有用的合成气。气化炉100中的气化由于有限的操作条件也产生焦油。二级部分氧化器200，可以是另一种流化床反应器，接收热合成气，该热合成气可能携带有大量细粉耐火焦炭颗粒以及其它大量在合成气冷却至低于约250°C时成为焦油的有机组分。所涉及的这些大量的有机组分，在本发明中有时称为合成气的焦油饱分。一小部分氧化剂(空气、富氧空气或氧气)及蒸汽可通过气流210添