专利名称：使用加压多级逐渐扩大流化床气化器将生物质转化为合成气、然后通过氧吹自热重整炉 ...的制作方法
使用加压多级逐渐扩大流化床气化器将生物质转化为合成气、然后通过氧吹自热重整炉减少甲烷和焦油的方法本申请要求于2008年8月18日提交的美国临时申请No. 61/089，869和于2009 年4月17日提交的美国临时申请No. 61/170，494的优先权，其全部内容在此通过引用方式结合在本文中。
背景技术：
根据美国能源部(USDOE)的信息，这五年间(2005-2010年)将会看到气化工业的持续发展。到2010年的全球产量预期超过70，OOOMWth的合成气产量，它们来自155个工厂和451个气化器。USDOE研究表明，正在计划的许多气化工厂将会选择高温氧吹排渣型气化器(high temperature, oxygen-blown, slagging entrained gasifier),例如由 Shell、 GE Energy、ConocoPhillip和其他厂商供应的那些气化器。到2010年，可以预期，Shell气化器将占全球总市场的43 %，Sasol Lurgi将会下滑到27 %的占有量，GE Energy气化器将会下降到全球市场的24%。根据对近期(2010年) 原料选择的快速估计，煤炭仍然将维持它的领先地位，紧接着是石油(包括燃油、炼油厂残渣、石脑油等)和天然气。生物质预期将占2010年所生产的合成气的约2-3%，但是这一数字预期到2015年将会上升到4-5%。工业水平的生物质气化是相对新的行业。大部分该活动均使用气吹气化器，以制备用于蒸汽锅炉应用的低BTU气体。目前正通过使用氧吹气化器来完成有限量的生物质转化，以制备用于涡轮的合成气体(合成气)燃料。在这两种情况下，该方法的目的在于增加终产物中甲烷的含量，从而获得成比例增高的热值。根据本发明的一方面，生物质气化的一个目标可与以上内容完全相反，其目标可为降低合成气体(合成气)中甲烷的量，从而产生更想要的用来制备其他化学物质例如氨、 二甲醚、甲醇等的起点。在这些情况下，甲烷可为具有较小丰度的副产物，在一些情况下，在化学转化过程中，甲烷可产生严重不足。试图硬性使用现有的气化器可能不能满足想要的目的。因此，需要新的气化器，其可以提高生物质向包含降低量的甲烷、挥发物(例如BTX)和焦油的合成气的转化。
发明内容
本发明提供了用于将生物质转化为合成气体(合成气)的系统和方法。本文描述的本发明的不同方案都可以应用到以下所述的任何特定应用，或用于任何其他类型的合成气产生或来自生物质的其他产物。本发明可作为单独系统或方法应用，或作为整合系统 (例如气化器、生物质气化系统或使用来自气化系统的产物的任何其他系统)的一部分。应该理解，本发明的不同方面可以单独、共同或相互组合想到。本发明提供了用于将生物质转化为合成气的新方法和工艺，该合成气为包括氢气 (H2)和一氧化碳(CO)的气体混合物，其中终产物组成中的甲烷(CH4)、挥发物和焦油的含量可以减低。
进入气化器的输入流可包括室外干燥的(field dried)生物质(5_25%固有水分含量)，且如果需要的话包含控制量的氧气(O2)、蒸汽(H2O)和二氧化碳(CO2)。气化可在加压环境(例如15-300psig)中进行，且可利用流化床反应器，该流化床反应器的特征为具有过渡区域的逐渐扩大的床体，从而气化器的三个区域的几何学与几种其他新型化学和构造设计实施方式结合，可以优化各个区域内的停留时间，并可有利于潜在的化学反应动力学，以产生想要的气体产物。取决于位置的不同，气化器内的温度可为 1,450° F-2，000° F。生物质可被深度注入到流化床气化器的最低段中，从而所产生的甲烷、焦油和其他挥发物组分可被转化为它们的不同的平衡组分。本发明阐明了提出的方法，在一些实施方式中，该方法可为能量中性的，可不需要任何外部/附加能量来源来维持运行。最后，本发明可为碳管理和碳控制提供显著的益处。该气化器可以以化学剂量模式小心地运行，该模式可留下2-10%的为高价值生物炭和无机矿质灰混合物的形式的生物质原料，当被回收的时候，可作为优质肥料和土壤增强剂被销售和再循环。当根据以下描述和所附附图理解本发明时，将会更好地明白和理解本发明的其他目的和优势。尽管以下描述可能包含本发明特定实施方式的具体细节，但这不应该被理解为限制本发明的范围，而是用于阐明本发明的优选实施方式。对于本发明的每一方面而言， 如本文所示的，本领域普通技术人员所熟知的多种变型是可能的。因而可在不偏离本发明精神的前提下，在本发明的范围内做出多种改变和变型。援引加入本说明书中提到的所有出版物、专利和专利申请均通过引用方式结合在本文中， 就好像这些出版物、专利或专利申请的每一个均具体和单独地通过引用方式结合在本文中一样。
通过所附权利要求书具体阐明本发明的新特征。通过参考以下阐述利用了本发明原理的示例性实施方式的详细描述和附图，将会更好地理解本发明的特征和优势，在如下附图中图1显示根据本发明实施方式的气化器和气化系统。图2显示如下分析结果观察作为反应级不同压力范围下表面速度的函数的床体直径。图3显示如下分析结果观察作为流化级不同压力范围下表面速度的函数的床体直径。图4为显示自由射流扩散角(θ )的一些实验值(当以小于7. 5的Do/Dp比运行时获得的)与限定的两相弗劳德数(Froude number)之间关系的图。图 5 显示自热重整过程(autothermal reforming process)的例子。图6显示逐渐增加的氧气进料对排出气体中H2、C0和CH4的浓度可能具有的影响， 以及对自热重整炉的排出气体温度的影响。图7显示逐渐增加的氧气进料对系统中H2、CO和CH4总摩尔数的影响。
图8显示从具有10重量％水分的玉米棒生物质进料进行氨合成的例子。图9显示来自具有10重量％水分的玉米棒生物质进料的气化器输入和输出。图10显示从具有23重量％水分的玉米棒生物质进料进行氨合成的例子。图11显示来自具有23重量％水分的玉米棒生物质进料的气化器输入和输出。图12显示可用于氨合成应用的可能的气化器几何学。
具体实施例方式尽管已经显示和在此描述了本发明的优选实施方式，本领域普通技术人员理解， 这些实施方式仅是作为示例提供的。在不偏离本发明的情况下，本领域普通技术人员可以做出不同的改变、变化和替代。应该明白，可以使用本文描述的本发明实施方式的不同替代方式实施本发明。本发明提供了通过使用加压多级逐渐扩大(pressurized multi-stage progressively expanding)流化床气化器将生物质转化为合成气以消除、最小化或减少甲烷、挥发物和焦油的形成的系统和方法。该流化床可包含流化介质，该流化介质的范围为从沙子到橄榄石颗粒。橄榄石具有能够将大量焦油转化为合成气的另外的益处。本发明还公开了气化器下游的氧吹自热重整炉的应用。在该氧吹自热重整炉中， 仍然存在于热气中的任何残留焦油和苯、甲苯和二甲苯可被重整为另外的合成气。自热重整炉还可将气化器流出流中存在的大部分甲烷转化为另外的合成气。该重整炉可维持有效热回收所需的高合成气温度。本文所描述的本发明的不同方面可应用到下述任何特定应用中或任何其他类型的气化系统中。本发明可作为单独的系统或方法或应用的一部分应用，例如作为气体生产工厂。应该明白，本发明的不同方面可以单独、共同或相互组合想到。图1显示根据本发明实施方式的气化器和气化系统。提出的多级逐渐扩大流化床气化器的各个机械部分可参见图1如下所述气化器壳体1 (可包括高强度碳钢)、耐火材料2、反应级或段3、流化床级或段4、分离级或段5、生物质进料管6 (该进料管的位置和进入角度可受正被气化的生物质的物理性质影响)、氧气供应管7 (该管还可用于供应用于起始点火/启动的天然气(CH4)和根据需要的二氧化碳(CO2))、蒸汽供应管和罩(shr0Ud)8、 外来杂质(tramp material)环和回收段9、合成气和细屑的流出管10、初级旋风分离器11、 细屑旋风分离器12、储存和排放生物炭/灰产物段13、从气化器和旋风分离器排出的合成气14、注入自热重整炉的氧气15、氧吹自热重整炉16、合成气热回收锅炉17、带有反吹功能的增泽过滤器18和合成气产物19。气化器可包括多个级(stage)，其中后一级可与前一级成流体连通。在一些实施方式中，后一级的横截面面积可比前一级大。可以提供任何数目的级。在一些情况下，可以提供2、3、4、5或更多级。例如，可以提供一个或多个反应级、流化床级和分离级。加压气化器可被配置为使得反应区域内的化学动力学及其多个级和级间过渡的几何学可有助于减少甲烷、挥发物和焦油的形成。气化器气化器可使用将生物质转化为生物合成气体(生物合成气)的方法和工艺，该生物合成气体为可包括氢气(H2)和氧化碳(CO和CO2)的气体混合物，其中终产物组合物中的甲烷(CH4)、挥发物和焦油的含量可被减少、最小化或消除。进入气化器的输入流可包括室外或自定义干燥的生物质(5-25%固有水分含量)，且如果需要的话包含控制量的氧气(O2)、蒸汽(H2O)和二氧化碳(CO2)。气化器中理想反应的化学可通过生物质中固有的氧来显著提高，且气化器的设计可利用该属性的特殊优势。
典型的生物质原料化学组成中的碳(C)、氧气(O2)和氢气(H2)如下所述碳约49重量％ (46摩尔％ )，氧气约44重量％ (16摩尔％ )，氢气约7重量％ (38摩尔％ )或者，可以使用生物质原料的其他化学组成。例如，大约的重量百分比或摩尔百分比可以不同(例如碳约45-53重量％、42-50摩尔％，氧气约40-48重量％、14_18摩尔％，氢气约4-10重量％、34-42摩尔％ )。生物质转化为生物合成气的典型反应式为C38H52O22 · 14. 27H20+13. OlO2 — 27. 57C0+26. 40H2+10. 43C02+13 . 87H20气化可在加压环境(例如15-300psig)中进行，且可以使用单个流化床反应器，该流化床反应器的特征为具有促使转化的区域的逐渐扩大的床体，从而气化器独特的三区域几何学与几种其他新型化学和构造设计实施方式结合，可以优化各个区域内的停留时间， 并可有利于潜在的化学反应动力学，以产生想要的气体产物。气化可在具有任何压力值的加压环境中进行，例如压力值可为5-500psig、10-400psig、15-300psig、20-250psig，或者接近或在 15psig、20psig、30psig、50psig、75psig、lOOpsig、125psig、150psig、175psig、 200psig、225psig、250psig、275psig或300psig数量级上的压力。取决于位置的不同，气化器内的温度可为1，450° F-2，000° F。在替代的实施方式中，气化器内的温度可以变化且可为任何值。生物质可被深度注入到流化床气化器的最低段中，从而确保所产生的大部分甲烷、焦油和其他挥发物组分可被转化为它们的不同的平衡组分。工艺操作概述生物质可通过进料管6被引入气化器3的反应段中。在优选的实施方式中，生物质可被连续引入。或者，生物质可以分批方式引入。生物质进料可以任何速率如5-30吨/ 小时进入进料管。如前文所述，进料管6的构造、位置和进入角度可根据生物质原料的物理性质而变化。例如，进料管可通过反应段的壁进入气化器的反应段。在一些实施方式中，进料管可从反应段的壁向下指向反应段的中心区域。或者，进料管可具有不同角度的朝向，例如向上或水平。进料管的向下或向上角度可为任何角度(例如向下约5度、10度、15度、25度、35 度、45度、55度、65度、75度或85度)。气化器内的点火和起始加热动作可通过经氧气进料管7加入天然气(CH4)燃料来促进。点火和加热完成以后，氧气进料管7可用于向气化器提供氧气流和/或补充二氧化碳流。氧气供给可以任何速率进行，例如2-8吨/小时。氧气进料管可具有任何位置或朝向。例如，氧气进料管可从反应段的底部指向上，且可大致位于反应段横截面的中心。在替代的实施方式中，氧气进料管可具有另一朝向或位置(例如从反应段的壁或顶部指向，且为垂直、水平或成角度的)。进料管6可以设置在氧气进料管7之上。在一些情况下，进料管可以向下角度提供进料，在此，氧气从氧气进料管流出。生物质进料从进料管流出的位置可在氧气从氧气进料管流出的位置附近，或可在一定距离处。蒸汽供应管8可提供蒸汽来有助于理想的化学反应。请注意，根据本发明的一个实施方式，氧气进料管7可装入蒸汽供应管8中，从而产生围绕氧气流的蒸汽罩。氧气进料可环形包围于蒸汽供应管内，且氧气喷嘴头(一个或多个)可被包含和稳定氧气焰的蒸汽罩包围。在一些情况下，蒸汽罩还可提供优化反应化学计量学。或者，可以使用不同的其他管路构造。此外，在本发明的另外替代实施方式中，作为蒸汽的替代或除了蒸汽以外，还可以使用另一气态介质。蒸汽管8可自己装在与气化器连接的较大管线9中。较大管线9可优选与气化器的底部相连。外来物质和生物质中未反应成分可沿管线9向下流，并收集在气化器底部的捕获罐中。罐下的阀门设置可根据程序或需要允许排放它的内容物。气化器1和2可被配置为包含多段或多级的逐渐扩大的容器，其中各段可行使其自身特定而连续的功能，以产生理想的终产物。在一些实施方式中，逐渐扩大的容器可包括 3个段-段3、段4、段5，且各段可行使其自身特定的功能。例如，3个段可为反应段3、流化床段4和分离段5。在其他实施方式中，还可以使用其他数目的段。在一个实例中，气化器可具有用于反应段3、流化床段4和分离段5的分段的级。 在分段的级之间可以具有过渡区域。过渡区域可采用任何构造，以适应级的不同的横截面。 例如，过渡区域可具有截断的圆锥形段或可基本上为漏斗形的。各段和过渡区域可采用任意几何形状。例如，可以是具有平行或非平行侧壁的多个反应器区域。各段和过渡区域还可具有不同的容量区域。例如，底部区域的区域可比上部区域的小(即扩大的较大伸缩式反应器(telescoping reactor)的内容积)，尽管在其他情况下，各区域可具有相同的容积或容积的任何布置)。该气化器可被设计为在大约1，750° F的出口温度和15psig-300psig的压力范围内运行。观察作为不同压力范围下表面速度的函数的床体直径，分析结果如下。图2显示了与反应(氧化剂注入)级相关的第一张图表，其中流化气体是氧气和蒸汽。图3显示代表如下情况的第二张图表其中部分氧化剂已被耗竭，且生物质进料(高反应性物质)已被转化为气体产物。这表示了在该段即流化(挥发)级中总气体分子流的显著增加。向生物质原料中加入硫是有价值的方案。硫在气化步骤中被转化为&S。合成气流中H2S的存在减轻了废热回收锅炉中的金属粉化(metal dusting)。此外，从生物质气化产生的合成气将典型地包含含量为50ppm-500ppm的H2S。在多数情况下，耐H2S的水煤气转换催化剂需要含量为500-700ppm的硫。因此，向生物质加入粉状硫是控制流向水煤气转换反应器的合成气中含量的简单步骤。与将二甲基二硫化物(DMDQ注入水煤气转换反应器下游的合成气流的常规技术相比，它还是一种便宜的方式。根据本发明的实施方式，元素硫可被加入到气化器中，优选通过生物质进料注入点加入。元素硫可在气化器中被转化为硫化氢。硫化氢可减轻下游热回收锅炉中的金属粉化问题。合成气中硫化氢的浓度可通过向生物质进料中加入元素硫控制。可以优化硫化氢的浓度，来确保耐硫的水煤气转换催化剂的高活性性能。良好的水煤气转换操作所需或使用的硫化氢的浓度可为300ppm-l，OOOppm。生物质原料可通过6被螺旋输送或以其他方式进料到反应段3中。氧气也可通过进料管7被注入反应段3，且氧气的反应作用可通过蒸汽毯(管8) “控制和包含”。
可通过进料和燃烧少量天然气加氧气和/或空气来进行点火和加热。这可持续到气化反应成为自持性的为止。来自反应段3的产物可向上扩散和流到流化床段4。扩散可通过这两个段之间的过渡区域的锥度来控制。流化床段的横截面面积可比反应段的大。离开反应段的产物可在流化床段4中进行充分混合。根据本发明的一个实施方式，流化床段中优选的停留时间可为15-150秒。本发明的其他实施方式可提供其他理想的停留时间，例如10-15秒、15-50秒、50-100秒或100-1，000秒。当反应物充满该段时，它们可继续向上扩散和流入分离段5。同样地，扩散可通过流化床段4和分离段5之间的过渡区域的锥度来控制。分离段的横截面面积可比流化床段的大。某些流化床活动可在分离段5的下部继续发生。分离段中流化床活动的特征可为深度可为2-3英尺的密相。分离段的自由板高度可足以允许从合成气产物中充分分离出颗粒物质(生物炭和灰)。天然含碳的部分反应的生物质被称为生物炭。可包含在流化床上部的大部分生物炭和无机灰将随着合成气流出到初级旋风分离器11。在优选的实施方式中，生物炭和灰可重力流入储存容器13，该储存容器13装备有阀门布置以根据程序或需要排放它的内容物。 还可以使用将生物炭和灰从分离段排入储存容器的替代构造和方法。包括一些细屑的产物气体可通过流出管离开初级旋风分离器11。细屑可在旋风分离器12中分离，并流入储存容器13。除去被捕获的细屑的终产物气体可通过终产物管14 离开细屑旋风分离器，随后可对气体进行常规热回收和调理过程。气化器中的沸腾床可用于反应段和流化段两者。可根据气体流速，还可以考虑生物质的反应性来选择或优化流化床介质的颗粒大小。在生物质的气化过程中，有时候不希望在产物气体中存在焦油。材料的沸腾床可被特别设计用于裂化焦油组分。已经进行了大量研究来评价用于除去焦油的各种床添加齐U。两种已显示具有良好的裂化焦油的催化能力的材料为白云石和橄榄石。橄榄石为包含氧化镁、氧化铁和二氧化硅的矿质，对其抗磨性是有利的。最近，已经确定，对橄榄石的预处理倾向改善其催化活性。预处理方法包括在空气的存在下在1650° F下加热橄榄石约10 小时。气化器可另外装备有连接到浸入管(dipleg)的内部旋风分离器，其中位置需要试探性地确定。氧气喷嘴/蒸汽(CO2)罩的设计可基于各种关系。床体高度提供维持必要的转化水平所需的适当的气体和固体停留时间。分离段可被设计为具有足够的高度，以最小化或减少橄榄石流化介质/裂化催化剂的任何溢出。本发明可证明提出的方法是100%能量中性的，可不需要任何外部/附加能量来源来维持运行。在一些实施方式中，本发明可证明提出的方法为基本上能量中性的或非常接近能量中性的。例如，加压生物质气化器方法可在其能量需求方面是基本上自足的，且除了其原料的固有内能以外，可不需要任何其他外部能量供给。最后，本发明还提供了在碳管理和控制方面的显著益处。气化器可在亚化学剂量模式下小心地运行，该模式可留下5-10%的为高价值生物炭和无机矿质灰混合物的形式的生物质原料，当被回收的时候，可作为优质肥料和土壤增强剂被销售和再循环。在1，750° F(气化器)和1，500-1，550° F(自热重整炉)的操作温度下所产生的气体的典型的输出为 H2 约 34vol (mol) % ；CO 约 vol (mol)31% ；CO2 约 15vol (mol) % ；H2O 约18vol (mol) % ；CH4约2vol (mol) %。但是，其他气体输出可在不同的操作条件下提供。焦油裂化生物质气化中主要的关注之一为产物气体中焦油、挥发物和甲烷的存在。在一些应用中，焦油可能是不想要的，因为当它冷凝、形成焦油浮质和聚合形成更复杂的结构时会产生问题。焦油是可冷凝烃类的复杂混合物，其包括单环到多环芳香化合物和其他含氧烃类和复合多环芳烃。焦油通常被认为是单块的烃类。大量的努力已致力于识别焦油的所有构成组分以及它们之间的相互关系。一些研究者已尝试将焦油分成不同的类型，并正在研究这些化合物之间的关系。NREL的Milne等人根据反应方式将焦油分成4个不同的组。这4个组为特征是纤维素衍生的、半纤维素衍生的和木素衍生的产物的“初级产物”；特征是酚醛塑料和烯烃类的“次级产物”；主要是芳香化合物的甲基衍生物的“烷基三级产物”；为不含取代基的PAH 的“稠合三级产物”。初级产物在三级产物出现之前被破坏。在欧洲，焦油分类系统为GC检测不到的焦油(类型1 它们是非常重的焦油，不能被GC检测到)；杂环化合物(类型2 包含杂原子的焦油；高水溶性化合物)；芳香化合物 (类型3 具有单环的轻质烃类，在可冷凝性和溶解性方面不产生问题)；轻质多环芳香化合物(类型4:二环和三环化合物，在低温甚至于在非常低的浓度下冷凝)；重质多环芳香化合物(类型5 多于3个环，这些化合物在高温低浓度下冷凝)。焦油发生分解主要是由于以下所述的裂化、蒸汽重整和干重整反应，由于烃的去稳定化，然后通过断裂C-C和/或C-H键导致分子的片段化。这些片段通过不同的反应形成气态产物。·裂化pCnHx — qCmHy+rH2 蒸汽重整 CnHx+nH20— (n+x/2)H2+nC0·干重整 CnHx+nCA — (x/2) H2+2nC0·碳形成CnHx — nC+x/2H2CnHx代表焦油，CfflHy代表碳数少于CnHx的烃类。在所有的生物质焦油中，在1，350° F_l，650° F的温度范围内，萘是最稳定的之一，且倾向于形成不带有取代基的芳香焦油物质，例如苯、萘、菲等。不带有与苯环型结构相连的取代基的烃类是相对稳定的。这些烃类的分解发生在高于1，500° F的温度，且据观察萘是最稳定的。萘占总焦油产物的主要部分，即使是在非常高的温度1，650° F下用白云石和橄榄石进行剧烈的催化处理之后。焦油除去技术可被大致分为两类气化器内的裂化和处理(主要方法)和气化器下游的热气清洁(次要方法)。橄榄石砂橄榄石是包含镁、氧化铁和二氧化硅的天然存在的物质。它提供比白云石更好的
10耐性。橄榄石在焦油裂化中具有卓越的性能，它的活性与煅烧的白云石是可比的平均焦油含量降低大于90%。橄榄石是具有斜方晶结构和极低表面积的无孔材料。它的硬度使其成为有吸引力的生物质气化器的床内添加剂。表 1橄榄石的组成(由供应商提供)
浓度(重量％) MgO49
SiO241
Fe2O37
Al2O305
Cr2O303
NiO03在橄榄石中，铁通常作为FeO存在；它的氧化状态可通过空气预热改变为Fe2O3。通常认为，作为Fe2O3的铁在焦油裂化反应中起主要作用。在高温下延长空气预处理时间可改善橄榄石的活性性质。例如，橄榄石的预处理时间长达10小时的效果显示出橄榄石催化活性的显著增加。观察到大于80%的萘转换，与未经处理的橄榄石相比具有显著提高。在1，650° F下空气预处理橄榄石改善了它的催化活性，显著增加了萘的转化。必须向新鲜的橄榄石中添加少量的Mg0，以避免形成玻璃样床体凝聚，这是由生物质钾与硅酸盐化合物之间的相互作用导致的。MgO滴定进料灰中的钾。如果不加入Mg0，钾将会与系统中的二氧化硅形成玻璃K2Si04。K2SiO4具有低熔点(约2，370° F)，与二氧化硅形成三元共晶体，因而隔绝了二氧化硅。气化器/燃烧室旋风分离器中的钾运输也被显著降低。进料的灰含量可包含0.2重量％的钾。MgO的流速被设置为钾的摩尔流速的两倍。气化器壳体和耐火材料在一个实施方式中，气化器壳体1可由高强度碳钢构成，其中该钢体的厚度取决于具体的操作压力。还可以使用具有理想的热性能和结构性能的各种材料形成壳体。在气化器底部的反应段3中，碳钢可以内衬可铸的耐火材料2，该耐火材料可承受高达2，000° F的工作温度，且具有经计算可提供约300° F的外部温度的耐火材料厚度， 从而允许控制量的热量呈放射状放出。具有可铸的耐火材料的反应段可与具有凸缘的气化器的其他部分相连，从而该反应段可被偶尔拆掉进行维修和维护。两个上段，即流化床4和分离器5，可内衬喷涂式耐火材料2，该耐火材料易于安装且可能不起反应段所需的重要作用。用于生物炭/灰溢流管10的排出喷嘴和用于产物气体流出管11的喷嘴也可用可铸的耐火材料保护。牛物质原料的深沣可降低壁效应本发明的一方面可提供如下气化器设计其包括与生物质原料可被引入反应级/ 段3的方式有关的实施方式。与大多数其他气化器不同，固体进料可能不能通过“壁上的孔”倾卸。相反，生物质可以精心地和小心地注入1)尽可能接近反应级/段的底部，和2) 从而进料点为几何学中心。进料可在中心区域被反应级接受，该中心区域可基本上在反应级横截面的中心附近。在一些情况下，进料可通过生物质进料管提供，该进料管可为大致圆柱形。进料管可具有管状组件和/或基本上圆锥状组件。进料管可从反应段的侧面延伸到反应段的中心和下部区域。在高温环境中，深注策略可比简单的“倾卸”方法更加复杂，但可极大地降低不利的壁效应，该壁效应在许多其他(常压和加压的)生物质气化器中是常见的。从化学角度看，向热反应段3小心地和深度/集中注入生物质，还可增加几种热解产物向理想的初级和次级组分的分解。深度注入可从不同的位置以不同的进入角度实现，并且可使进料朝向不同的位置，这可能取决于生物质原料的物理性质。将生物质注入气化器的进料机构6可与氧气进料管7或蒸汽供应管8分开。在一个实例中，生物质进料机构6可通过反应段3的壁，而氧气进料管7和/或蒸汽供应管8可从反应段3的底部朝上。生物质进料机构6可成一定角度，使其不是向上自由射流，因而不受自由射流扩散角度的限制。在一些实施方式中，生物质进料机构可成向下的角度，从而生物质可落入希望的位置。在其他实施方式中，生物质进料机构可被配置为使其角度可以是向上或垂直的。反应段3的产物可向上扩散和流入流化床段4和分离段5。这些扩散可由这些过渡区域的锥度控制。在一些实例中，过渡区域的锥度可为大约30-40度。在其他实例中，这些过渡区域的锥度可为其他角度，例如20-50度或15-60度。在一些系统中，当不存在向外的排放时，自由射流可以大约772°至垂直的角度向外扩散。参见例如美国专利 No. 4，391，611 ;Vaccaro，S.，Analysis of the variables controlling gasj et expansion angles in fluidized beds,Powder Technology Vol. 92 No. 3 (1997)，p. 213-222，其全部在此通过引用方式结合在本文中。例如，流化系统中的燃烧射流还可倾向于以大约772°、5°或2. 35°至垂直的角度扩散。在该系统中，喷嘴直径(Cltl)与床固体直径(dp)的比可小于7. 5，从而床固体直径可大于0. 133英尺(6目)。两相弗劳德数可表示为
权利要求
1.一种加压流化床气化器，其包括多个级，其中，后一级与前一级成流体连通，且后一级的横截面面积比前一级大；被配置为向级输送生物质进料的进料入口；被配置为接收来自一个或多个级的合成气的出口，所述级位于接收生物质进料的级的下游。
2.如权利要求1所述的气化器，其中所述合成气用于产生满足作为有机肥料的所有可接受分类标准的氨产物。
3.如权利要求1所述的气化器，还包括一个或多个生物炭产物的出口。
4.如权利要求1所述的气化器，还包括一个或多个生物炭的出口，所述生物炭用于产生作为生物炭与无机灰残留物的混合物的土壤调理剂。
5.一种生物质气化系统，其包括权利要求1的气化器；和深冷空气分离单元，其中，氮气作为副产物从所述深冷空气分离单元产生。
6.如权利要求5所述的系统，其中，所述从空气分离单元产生的氮气与从气化器产生的氢气混合，用于制备无水氨。
7.如权利要求5所述的系统，其中所述深冷空气分离单元向气化器提供氧气。
8.一种包含或不包含流化介质的加压气化器，其包括被配置为接收生物质进料和氧气、蒸汽和/或二氧化碳进料的第一级；被配置为接收来自所述第一级的反应产物、混合它们并进行流化床活动的第二级，所述第二级的横截面面积比第一级大；和被配置为接收来自所述第二级的反应产物并且从合成气产物中分离流化介质和颗粒物质的第三级，所述第三级的横截面面积比第二级大。
9.如权利要求8所述的气化器，其中所述第二级包含具有重整焦油和/或挥发物的初生催化活性的流化床介质。
10.如权利要求8所述的气化器，其中所述合成气的甲烷产生降低85%或更多。
11.如权利要求8所述的气化器，其被配置为在15-300psig的压力范围运行。
12.如权利要求8所述的气化器，其在0.75-2.5的压/CO摩尔比范围内产生终产物。
13.如权利要求12所述的气化器，其中所述终产物为具有适于下游产生二甲醚(DME)、 乙醇或丁醇的组成的气体混合物。
14.如权利要求8所述的气化器，还包括被配置为裂化焦油组分的材料的沸腾床。
15.一种生物质气化系统，其包括权利要求8的气化器；和位于所述气化器下游的氧吹催化自热反应器，所述氧吹催化自热反应器被配置为重整残留焦油、挥发物和甲烷。
16.一种加压气化器，其包括反应级；和被配置为将生物质进料传输至所述反应级的下部和中心区域的生物质进料管。
17.如权利要求16所述的气化器，其中所述生物质进料管通过所述反应级的壁进入所述反应级。
18.如权利要求16所述的气化器，其中所述生物质进料管的角度向下，以输送所述生物质进料。
19.如权利要求16所述的气化器，还包括环形包围在蒸汽供应管内的氧气进料，其中氧气喷嘴头被包含和稳定来自氧气喷嘴头的氧气焰的蒸汽罩包围。
20.如权利要求16所述的气化器，其中所述气化器在其运行中除了其原料的内部能量以外不需要其他外部能量供给。
21.一种生物质气化系统，其包括权利要求16的气化器；所述气化器下游的氧吹催化自热反应器；和同时向所述气化器和所述氧吹催化自热反应器提供氧气的深冷空气分离单元。
22.如权利要求16所述的气化器，其中所述进料装置接收元素硫，所述元素硫在气化器中被转化为硫化氢。
23.如权利要求22所述的气化器，还包括被配置为接收来自所述反应级下游的至少一个级的合成气产物的出口。
24.如权利要求23所述的气化器，其中所述合成气产物的硫化氢水平为 300ppm_l，OOOppm0
全文摘要
本发明提供了通过使用加压多级逐渐扩大流化床气化器将生物质转化为合成气以消除或减少甲烷、挥发物(如BTX)和焦油的形成的系统和方法。该气化器可包括可通过进料管接收生物质进料和通过氧气进料管接收氧气的反应级。该气化器还可包括流化床段，该流化床段可被配置为接受来自第一级的产物、混合它们和进行流化床活动。气化器还可具有分离段，该段可被配置为从合成气产物中分离流化床介质和颗粒物质。气化系统还可包括氧吹催化自热反应器和深冷空气分离单元。
文档编号C10J3/20GK102159684SQ200980136351
公开日2011年8月17日 申请日期2009年8月18日 优先权日2008年8月18日
发明者托德·哈维, 理查德·L·考, 苏尔杰特·S·兰德哈瓦, 萨拉布杰特·S·兰德哈瓦, 阿贾布·S·兰德哈瓦 申请人:辛吉斯特公司