下行床-湍动鼓泡床热解-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。具体涉及气化-热解一体化实现利用低阶煤联产焦油及富甲烷合成气的方法。

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根据煤中不同组分在不同转化阶段反应性不同的特点，以高温循环灰作为固体热载体、热解-燃烧-气化三个流化床为核心装置，旨在提高煤转化率和利用效率。但该工艺存在如下不足：首先，由于高温循环灰粒度很小，存在热解煤气含尘量高的问题；其次，采用高温循环灰作为热载体，灰的热值低、密度小，传热效率不高。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，由于其热解反应器线速较低，原料在该反应器中停留时间较长，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。

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-气化分级利用的富甲烷合成气-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低阶煤难以利用以及焦油产率低的缺陷，提供一种适用于低阶煤高效利用的下行床-湍动鼓泡床热解-气化一体化装置，有效提高传热效率，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-湍动鼓泡床热解-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-湍动鼓泡床热解-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湍动鼓泡床气化炉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底部固体出口连接热解半焦储仓4，热解半焦储仓4底部连接湍动鼓泡床气化炉5，湍动鼓泡床气化炉5中上部设有气化产品气(b)出口、中下部设有催化剂f入口、侧下部设有气化剂g入口，湍动鼓泡床气化炉5底部连接渣斗6。

上述技术方案中，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。

上述技术方案中，冷凝装置(3)采用直接接触式冷凝器，选自喷淋式、喷射式或塔板式冷凝器中的一种。

上述技术方案中，湍动鼓泡床气化炉5采用上下层管径变径设计，所述上层空间的内径大于所述的下层空间，并为下层空间内径的1.2倍至1.5倍之间；所述的上层空间的高度等于所述的下层空间。

上述技术方案中，湍动鼓泡床气化炉(5)距炉顶部1/20--1/5处设置气化产品气(b)的出口，湍动鼓泡床气化炉(5)顶部连接热解半焦储仓(4)。

上述技术方案中，湍动鼓泡床(5)距炉底部1/20--1/10处设置气化剂(g)的进口，湍动鼓泡床(5)距炉底部1/5--1/4处设置催化剂(f)的进口。

为解决技术问题二，本发明提供了一种下行床湍动鼓泡床热解-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，与来自湍动鼓泡床气化炉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作为湍动鼓泡床气化炉5的气化原料继续反应；

b.湍动鼓泡床气化炉6中的反应：热解半焦储仓4中的热解半焦c经气体输送进入到湍动鼓泡床气化炉5，并与来自湍动鼓泡床气化炉5中部投入的催化剂f、侧下部气体入口进入的气化剂g在湍动鼓泡床气化炉5中接触，并发生剧烈的催化气化反应，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。

所述的原料a为低阶劣质煤，催化剂f为廉价的造纸黑液、工业废碱或草木灰中的至少一种，原料a与催化剂f的质量比为100：(5-10)，原料a和催化剂f的粒径均小于1mm。

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。优选地，下行床热解炉1炉内线速为25-28m/s。

所述的湍动鼓泡床气化炉5下层空间的线速为0.70-0.90m/s，对应的上层空间的线速为0.30-0.6m/s。

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，在湍动鼓泡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。系统的催化剂采用廉价的工业废弃物，通过与原料合理的配比，提高了碳转化率(达95％)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气化和热解一体化的设置，在热解炉高线速、颗粒短停留、产品气快速冷却的工艺下，并且在湍动鼓泡床气化炉上下层结构变径的结构中，达到延长气体停留时间，实现了富甲烷合成气与焦油的联产。可使产品中焦油产率高达36％，气体产品中ch4的含量达15％，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-湍动鼓泡床热解-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-湍动鼓泡床气化炉；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-催化剂；g-气化剂。

原料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，并与气化产品气b接触发生热解反应，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湍动鼓泡床气化炉5，并与催化剂f、气化剂g发生催化气化反应，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16％。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湍动鼓泡床气化炉5，并与来自距湍动鼓泡床气化炉5底部1/5处投入的催化剂造纸黑液(该物质与褐煤的比例为10:100)、距湍动鼓泡床气化炉5底部1/20处气体入口进入的气化剂g(氧气+水蒸气)发生催化气化反应，形成大量的合成气及气化残渣。气化炉采用上层空间的内径为下层空间内径的1.2倍。气化炉运行温度为850℃，下层空间的线速为0.9m/s，对应的上层空间的线速为0.6m/s。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95％，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38.7％、21.9％、12.0％，其结果详见表1。

【实施例2】

将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16％。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湍动鼓泡床气化炉5，并与来自距湍动鼓泡床气化炉5底部1/5处投入的催化剂造纸黑液(该物质与褐煤的比例为10:100)、距湍动鼓泡床气化炉5底部1/20处气体入口进入的气化剂g(氧气+水蒸气)发生催化气化反应，形成大量的合成气及气化残渣。气化炉采用上层空间的内径为下层空间内径的1.5倍。气化炉运行温度为850℃，下层空间的线速为0.9m/s，对应的上层空间的线速为0.4m/s。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95％，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35.0％、20.9％、14.5％，其结果详见表1。

【实施例3】

将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18％。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湍动鼓泡床气化炉5，并与来自距湍动鼓泡床气化炉5底部1/5处投入的催化剂造纸黑液(该物质与褐煤的比例为10:100)、距湍动鼓泡床气化炉5底部1/20处气体入口进入的气化剂g(氧气+水蒸气)发生催化气化反应，形成大量的合成气及气化残渣。气化炉采用上层空间的内径为下层空间内径的1.2倍。气化炉运行温度为850℃，下层空间的线速为0.7m/s，对应的上层空间的线速为0.5m/s。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94％，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37.0％、21.5％、13.3％，其结果详见表1。

【实施例4】

将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18％。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湍动鼓泡床气化炉5，并与来自距湍动鼓泡床气化炉5底部1/5处投入的催化剂造纸黑液(该物质与褐煤的比例为10:100)、距湍动鼓泡床气化炉5底部1/20处气体入口进入的气化剂g(氧气+水蒸气)发生催化气化反应，形成大量的合成气及气化残渣。气化炉采用上层空间的内径为下层空间内径的1.5倍。气化炉运行温度为850℃，下层空间的线速为0.7m/s，对应的上层空间的线速为0.3m/s。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94％，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36.2％、20.6％、14.5％，其结果详见表1。

【实施例5】

将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湍动鼓泡床气化炉5，并与来自距湍动鼓泡床气化炉5底部1/5处投入的催化剂造纸黑液(该物质与褐煤的比例为10:100)、距湍动鼓泡床气化炉5底部1/20处气体入口进入的气化剂g(氧气+水蒸气)发生催化气化反应，形成大量的合成气及气化残渣。气化炉采用上层空间的内径为下层空间内径的1.5倍。气化炉运行温度为700℃，下层空间的线速为0.7m/s，对应的上层空间的线速为0.3m/s。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35.7％、21.2％、16.1％，其结果详见表1。

【实施例6】

将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26％。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湍动鼓泡床气化炉5，并与来自距湍动鼓泡床气化炉5底部1/5处投入的催化剂造纸黑液(该物质与褐煤的比例为10:100)、距湍动鼓泡床气化炉5底部1/20处气体入口进入的气化剂g(氧气+水蒸气)发生催化气化反应，形成大量的合成气及气化残渣。气化炉采用上层空间的内径为下层空间内径的1.5倍。气化炉运行温度为700℃，下层空间的线速为0.7m/s，对应的上层空间的线速为0.3m/s。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35.2％、21.3％、16.0％，其结果详见表1。

【实施例7】

将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1/15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30％。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湍动鼓泡床气化炉5，并与来自距湍动鼓泡床气化炉5底部1/5投入的催化剂造纸黑液(该物质与褐煤的比例为10:100)、距湍动鼓泡床气化炉5底部1/20处气体入口进入的气化剂g(氧气+水蒸气)发生催化气化反应，形成大量的合成气及气化残渣。气化炉采用上层空间的内径为下层空间内径的1.5倍。气化炉运行温度为700℃，下层空间的线速为0.7m/s，对应的上层空间的线速为0.3m/s。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34.6％、20.6％、15.0％，其结果详见表1。

【实施例8】

将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1/15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25m/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33％。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湍动鼓泡床气化炉5，并与来自距湍动鼓泡床气化炉5底部1/5投入的催化剂造纸黑液(该物质与褐煤的比例为10:100)、距湍动鼓泡床气化炉5底部1/20处气体入口进入的气化剂g(氧气+水蒸气)发生催化气化反应，形成大量的合成气及气化残渣。气化炉采用上层空间的内径为下层空间内径的1.5倍。气化炉运行温度为700℃，下层空间的线速为0.7m/s，对应的上层空间的线速为0.3m/s。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34.9％、20.7％、15.0％，其结果详见表1。

【实施例9】

将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1/15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25m/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34％。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湍动鼓泡床气化炉5，并与来自距湍动鼓泡床气化炉5底部1/5投入的催化剂造纸黑液(该物质与褐煤的比例为10:100)、距湍动鼓泡床气化炉5底部1/10处气体入口进入的气化剂g(氧气+水蒸气)发生催化气化反应，形成大量的合成气及气化残渣。气化炉采用上层空间的内径为下层空间内径的1.5倍。气化炉运行温度为700℃，下层空间的线速为0.7m/s，对应的上层空间的线速为0.3m/s。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34.3％、20.4％、15.1％，其结果详见表1。

【实施例10】

将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1/15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25m/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36％。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湍动鼓泡床气化炉5，并与来自距湍动鼓泡床气化炉5底部1/4投入的催化剂造纸黑液(该物质与褐煤的比例为10:100)、距湍动鼓泡床气化炉5底部1/10处气体入口进入的气化剂g(氧气+水蒸气)发生催化气化反应，形成大量的合成气及气化残渣。气化炉采用上层空间的内径为下层空间内径的1.5倍。气化炉运行温度为700℃，下层空间的线速为0.7m/s，对应的上层空间的线速为0.3m/s。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33.1％、21.1％、15.2％，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】

采用新奥集团pdu气化反应装置，原料采用褐煤，且添加10％碳酸钾作为催化剂，线速<10m/s，操作温度800℃，气化得到的出口气体组分中co+h2含量56％，甲烷含量14％，但其碳转化率为90％，且无焦油产品生成，其结果详见表1。

【比较例3】

将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11％。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湍动鼓泡床气化炉5，并与来自距湍动鼓泡床气化炉5底部1/20处气体入口进入的气化剂g(氧气+水蒸气)发生气化反应，形成大量的合成气及气化残渣。气化炉采用上层空间的内径为下层空间内径的1.2倍。气化炉运行温度为850℃，下层空间的线速为0.9m/s，对应的上层空间的线速为0.6m/s。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37.9％、20.1％、4.7％，其结果详见表1。

【比较例4】

将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12％。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湍动鼓泡床气化炉5，并与来自距湍动鼓泡床气化炉5底部1/4投入的催化剂造纸黑液(该物质与褐煤的比例为10:100)、距湍动鼓泡床气化炉5底部1/10处气体入口进入的气化剂g(氧气+水蒸气)发生催化气化反应，形成大量的合成气及气化残渣。气化炉采用上层空间的内径为下层空间内径的1.0倍。气化炉运行温度为850℃，线速为0.6m/s。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95％，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38.1％、19.8％、5.3％，其结果详见表1。

表1