一种流化床气化炉、煤气化系统及方法与流程

本发明涉及煤气化技术领域，尤其涉及一种流化床气化炉、煤气化系统及方法。

背景技术：

随着经济的迅速发展以及环保规定的日益严格，对天然气这一清洁能源的需求量呈爆炸式增长。催化气化技术是洁净高效利用煤的一种重要方式，是煤制天然气最有效的方式之一。采用催化气化技术，煤在相对较低的温度下与气化剂(如水蒸气)在催化剂的催化作用下进行气化反应，生成高浓度的甲烷。具体反应过程如下：

2C+2H2O→2H2+2CO (1)吸热反应

CO+H2O→CO2+H2 (2)放热反应

3H2+CO→CH4+H2O (3)放热反应

因此，炉内总反应为：

2C+2H2O→CH4+CO2 (4)微吸热反应

在现有技术中，催化气化工艺需要返回一定的合成气即一氧化碳和氢气入炉，在炉内发生甲烷化反应放热来满足碳水反应发生所需热量，即便如此，由于炉内总反应为微吸热反应，仍需提供一定的热量来保证炉内气化反应的发生，通常靠通入氧气或提高入炉气化剂温度来实现，因此整体工艺仍需要上空分设备、投资增加，且合成气返炉后会抑制式(1)的进行，甲烷收率进一步提高受限。

技术实现要素：

本发明的实施例提供一种流化床气化炉、煤气化系统及方法。能够满足炉内总反应的热量需求，并能够提高甲烷的收率，不需要通入氧气燃烧煤来提供热量，降低了通入氧气使得气化炉内容易发生结渣的风险，也不需要将合成气返炉以提高甲烷产率，降低了合成气返炉对炉内总反应产生抑制的风险。

为达到上述目的，本发明的实施例提供了如下技术方案：

一方面，本发明实施例提供一种流化床气化炉，

所述流化床气化炉的底部为气体分布板区，所述气体分布板区的上方为流化床反应区；

所述流化床反应区与所述气体分布板区之间设置有从下到上内径渐扩的变径段；

所述流化床气化炉的底部设有排渣口，所述流化床气化炉对应流化床反应区的侧壁上设有煤入口，所述变径段的下部设有碳载体入口；

所述气体分布板区用于向所述流化床反应区通入水蒸气，所述煤入口用于通入煤或掺混有碳载体的煤，所述碳载体入口用于通入碳载体；

其中，所述碳载体为可与二氧化碳结合，促使炉内总反应正向进行的物质，且所述碳载体与二氧化碳的结合为放热反应。

可选的，所述变径段和所述气体分布板区之间还设置有高径比为0.3-1.5的细径流化段。

可选的，所述流化床反应区的高径比为3-5。

可选的，所述流化床反应区从下到上依次包括密相区和稀相区；

其中，所述密相区的下部和所述稀相区的下部均设有所述煤入口，且所述稀相区下部的煤入口仅用于通入煤。

可选的，所述变径段的最大直径与最小直径之比为1.1-1.5，且所述变径段偏离垂直方向的夹角为5-9度。

可选的，所述变径段的下部还设有飞灰返回口。

可选的，所述变径段还设置有流化气进口，用于通入流化气，以加强所述变径段中物料的流化。

可选的，所述流化床反应区的上方还设有扩大段，所述流化床气化炉的粗煤气出口设置在所述扩大段的顶部。

另一方面，本发明实施例提供一种煤气化系统，包括：如上所述的流化床气化炉。

可选的，所述煤气化系统还包括：与所述流化床气化炉的排渣口连通的灰渣煅烧装置，以及与所述灰渣煅烧装置的灰渣出口连通的水淬装置；

所述灰渣煅烧装置用于通入空气对灰渣进行煅烧，以降低灰渣中的碳含量，所述水淬装置用于通入水对煅烧后的灰渣进行水淬，副产蒸汽的同时将灰渣中的催化剂溶解于水中。

可选的，所述煤气化系统还包括：与所述流化床气化炉的粗煤气出口连通的气固分离系统，以及与所述气固分离系统的气体出口连通的气体分离系统；

其中，所述气固分离系统的固体出口与所述灰渣煅烧装置连通，所述气体分离系统的一氧化碳和氢气出口与所述气体分布板区连通。

再一方面，本发明实施例提供一种煤气化方法，应用于如上所述的煤气化系统，包括：

将煤和水蒸气通入流化床气化炉中，进行煤气化反应；同时，将碳载体经所述碳载体入口通入所述流化床气化炉中，或者，将所述碳载体掺混在所述煤中与煤一同通过所述煤入口通入所述流化床气化炉中；其中，所述碳载体为可与二氧化碳结合，促使炉内总反应正向进行的物质，且所述碳载体与所述二氧化碳结合为放热反应。

可选的，所述碳载体选自碱土金属的氧化物和/或氢氧化物。

可选的，当所述粗径流化段所对应的流化床反应区从下到上依次包括密相区和稀相区；其中，所述密相区的下部和所述稀相区的下部均设有所述煤入口时；

将所述碳载体掺混在所述煤中与煤一同通过所述煤入口通入所述流化床气化炉中具体包括：

将所述碳载体掺混在第一部分煤中，将掺混有所述碳载体的第一部分煤自所述密相区下部的煤入口通入所述流化床气化炉中；将第二部分煤自所述稀相区下部的煤入口通入所述流化床气化炉中。

可选的，所述碳载体粒径为0.3mm以下，且所述碳载体的添加比例为所述煤的质量流量的5-50％。

可选的，当所述变径段和所述气体分布板区之间还设置有高径比为0.3-1.5的细径流化段时，所述细径流化段的温度为650-750℃。

本发明实施例提供一种流化床气化炉、煤气化系统及方法，通过对所述流化床气化炉的结构进行改进，将所述流化床气化炉设置为上粗下细的结构，并通过在所述流化床反应区设置煤入口，在所述变径段的下部设置碳载体入口，一种可能的实现方式中，通过将碳载体掺混于煤中经所述煤入口通入所述流化床反应区，在经所述气体分布板区通入的水蒸气的流化作用下发生煤气化反应，其中，由于所述碳载体为可与二氧化碳结合，促使炉内总反应正向进行的物质，且所述碳载体与所述二氧化碳的结合为放热反应，因此，由于碳载体的加入，能够促使碳水及甲烷化反应的进行，从而能够提高甲烷的产率，同时，碳载体与二氧化碳结合放出热量，该热量随气固相运动分散，保持炉温稳定、温度场均匀，为煤气化反应提供所需热量；另一种可能的实现方式中，通过所述煤入口通入煤，通过所述碳载体入口通入碳载体，由于所述碳载体入口位于所述变径段的下部，因此，在将碳载体通入之后，在底部气流的高速流化下，所述碳载体向上运动，与上部下来的煤充分混合，吸收气化反应产生的二氧化碳，促使炉内总反应正向进行，同时放出热量，同样能够为煤气化反应提供所需热量，由于变径段底部内径小、气速高，有利于碳载体的均匀分散，防止碳载体未与二氧化碳充分接触即经底部的排渣口排出气化炉，而随着碳载体在气流的流化作用下进入上部流化床反应区中，气速下降，停留时间增加，有利于煤与碳载体的充分混合，从而有利于碳水甲烷化反应的正向进行。在这两种可能的实现方式中，仅通过对流化床气化炉的结构以及所述煤入口和碳载体入口的合理设置，就能够满足炉内总反应的热量需求，并能够提高甲烷的收率，不需要通入氧气燃烧煤来提供热量，降低了通入氧气使得气化炉内容易发生结渣的风险，也不需通过将大量合成气返炉以提高甲烷产率，降低了合成气返炉对炉内总反应产生抑制的风险。

附图说明

为了更清楚地说明本发明实施例或现有技术中的技术方案，下面将对实施例或现有技术描述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仅是本发明的一些实施例，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。

图1为本发明实施例提供的一种流化床气化炉的结构示意图；

图2为本发明实施例提供的一种煤气化系统的结构示意图；

图3为本发明实施例提供的另一种煤气化系统的结构示意图；

图4为本发明实施例提供的再一种煤气化系统的结构示意图。

具体实施方式

下面将结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。

在本发明的描述中，需要理解的是，术语“中心”、“上”、“下”、“前”、“后”、“左”、“右”、“竖直”、“水平”、“顶”、“底”、“内”、“外”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或组件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本发明的限制。

在本发明的描述中，需要说明的是，除非另有明确的规定和限定，术语“安装”、“相连”、“连接”应做广义理解，例如，可以是固定连接，也可以是可拆卸连接，或一体地连接；可以是直接相连，也可以通过中间媒介间接相连，可以是两个元件内部的连通。对于本领域的普通技术人员而言，可以具体情况理解上述术语在本发明中的具体含义。

一方面，本发明实施例提供了一种流化床气化炉，参见图1，

所述流化床气化炉的底部为气体分布板区A，所述气体分布板区A的上方为流化床反应区B；

所述流化床反应区B与所述气体分布板区A之间设置有从下到上内径渐扩的变径段C；

所述流化床气化炉的底部设有排渣口1，所述流化床气化炉对应流化床反应区B的侧壁上设有煤入口2，所述变径段C的下部设有碳载体入口3；

所述气体分布板区A用于向所述流化床反应区B通入水蒸气，所述煤入口2用于通入煤或掺混有碳载体的煤，所述碳载体入口3用于通入碳载体；

其中，所述碳载体为可与二氧化碳结合，促使炉内总反应正向进行的物质，且所述碳载体与二氧化碳的结合为放热反应。

其中，煤与水蒸气发生的气化反应具体如下所示：

2C+2H2O→2H2+2CO (1)吸热反应

CO+H2O→CO2+H2 (2)放热反应

3H2+CO→CH4+H2O (3)放热反应

因此，所述炉内总反应即为2C+2H2O→CH4+CO2，为微吸热反应。该反应受制于热力学平衡，甲烷产率进一步提高受限。

加入碳载体后，由于碳载体可与二氧化碳结合，因此，炉内总反应的产物中二氧化碳量会大大降低，有利于总反应向右进行，生成更高产率的甲烷，同时，由于碳载体与二氧化碳结合为放热反应，因此，碳载体的加入可改变热力学平衡，获取更高含量的甲烷产品。

本发明实施例提供一种流化床气化炉，通过对所述流化床气化炉的结构进行改进，将所述流化床气化炉设置为上粗下细的结构，并通过在所述流化床反应区B设置煤入口2，在所述变径段C的下部设置碳载体入口3，一种可能的实现方式中，通过将碳载体掺混于煤中经所述煤入口2通入所述流化床反应区B，在经所述气体分布板区A通入的水蒸气的流化作用下发生煤气化反应，其中，由于所述碳载体为可与二氧化碳结合，促使炉内总反应正向进行的物质，且所述碳载体与所述二氧化碳的结合为放热反应，因此，由于碳载体的加入，能够促使碳水及甲烷化反应的进行，从而能够提高甲烷的产率，同时，碳载体与二氧化碳结合放出热量，该热量随气固相运动分散，保持炉温稳定、温度场均匀，为煤气化反应提供所需热量；另一种可能的实现方式中，通过所述煤入口2通入煤，通过所述碳载体入口3通入碳载体，由于所述碳载体入口3位于所述变径段C的下部，因此，在将碳载体通入之后，在底部气流的高速流化下，所述碳载体向上运动，与上部下来的煤充分混合，吸收气化反应产生的二氧化碳，促使炉内总反应正向进行，同时放出热量，同样能够为煤气化反应提供所需热量，由于变径段C底部内径小、气速高，有利于碳载体的均匀分散，防止碳载体未与二氧化碳充分接触即经底部的排渣口1排出气化炉，而随着碳载体在气流的流化作用下进入上部流化床反应区B中，气速下降，停留时间增加，有利于煤与碳载体的充分混合，从而有利于碳水甲烷化反应的正向进行。在这两种可能的实现方式中，仅通过对流化床气化炉的结构以及所述煤入口、碳载体入口的合理设置，就能够满足炉内总反应的热量需求，并能够提高甲烷的收率，不需要通入氧气燃烧煤来提供热量，降低了通入氧气使得气化炉内容易发生结渣的风险，也不需通过将大量合成气返炉以提高甲烷产率，降低了合成气返炉对炉内总反应产生抑制的风险。

在此过程中，为了使煤和碳载体在所述流化床反应区B充分混合，延长煤和碳载体在所述流化床反应区B中的停留时间，便于碳载体的充分利用，优选的，所述流化床反应区B的高径比为3-5。

这里，可以通过控制煤和碳载体的入炉温度使得所述流化床反应区B和所述变径段C的温度为700-800℃。

其中，所述水蒸气的温度可以为450-600℃。

其中，所述碳载体入口3可以为一个，也可以为多个。

当所述碳载体入口3为多个时，所述碳载体入口2可沿所述变径段C的周向均匀分布。

其中，所述碳载体可以选自碱土金属的氧化物和/或氢氧化物。

这样一来，所述碳载体与二氧化碳结合为碳酸盐。同时，所述碳载体还会同煤气化灰渣中的硅铝化合物反应，降低了碱金属催化剂同硅铝化合物反应生成硅铝酸钾的几率，减少碱金属催化剂的失活，保持了碱金属催化剂的催化活性，有利于碳水、甲烷化反应的进行。

本发明的一实施例中，所述流化床反应区B从下到上依次包括密相区B1和稀相区B2；

其中，所述密相区B1的下部和所述稀相区B2的下部均设有所述煤入口2，且所述稀相区B2下部的煤入口2仅用于通入煤。

在本发明实施例中，煤可经稀相区B2下部的煤入口2通入所述流化床反应区B中，也可经密相区B1下部的煤入口2通入所述流化床反应区B中，碳载体可全部经所述变径段C下部的碳载体入口3通入，也可部分或全部掺混于煤中经所述密相区B1下部的煤入口2通入。

这样一来，由所述密相区B1下部的煤入口2通入的煤或掺混有碳载体的煤和经所述变径段C下部的碳载体入口3通入的碳载体发生煤气化反应产生粗煤气，粗煤气携带部分飞灰、碳载体进入上部稀相区B2，当所述稀相区B2有煤通入时，通过控制通入所述稀相区B2的煤的温度，充分利用高温粗煤气的热量发生热解反应得到轻质焦油、半焦和甲烷热解气，热解后的半焦进入下部密相区B1同碳载体和密相床料混合，在气流的流化作用下继续发生气化反应，有利于充分利用反应热实现部分煤的热解和气化。

由于所述碳载体自所述变径段C的下部或者所述密相区B1的下部通入，因此，为了实现碳载体和煤的充分混合，优选的，所述变径段C的最大直径与最小直径之比为1.1-1.5，且所述变径段C偏离垂直方向的夹角为5-9度。

其中，所述变径段C偏离垂直方向的夹角是指变径段C的侧壁与垂直方向之间的夹角。

本发明的一实施例中，所述变径段C和所述气体分布板区A之间还设置有高径比为0.3-1.5的细径流化段D。

通过设置细径流化段D，能够进一步提高碳载体在流化床气化炉中的停留时间，实现碳载体的更充分利用，避免碳载体过早经底部的排渣口排出气化炉。

其中，需要说明的是，由于细径流化段D主要为粗颗粒物料，碳含量较低，基本不含有未吸收二氧化碳的碳载体，因此，所述细径流化段D的温度可以控制在650-750℃。

本发明的又一实施例中，所述流化床反应区B的上方还设有扩大段E，所述流化床气化炉的粗煤气出口设置在所述扩大段E的顶部。

在本发明实施例中，随煤气化反应的进行，流化床反应区B中的粗煤气会夹带部分飞灰、碳载体进入所述上部扩大段E，气速降低，飞灰和碳载体可重新进入下部流化床反应区B中实现进一步转化，而粗煤气可经所述粗煤气出口排出。

本发明的一实施例中，所述变径段C的下部还设有飞灰返回口4。

通过设置飞灰返回口4，通过对粗煤气中的飞灰进行旋风分离，并经所述飞灰返回口4返回所述变径段C，可在底部气流的流化作用下继续进行气化反应。

本发明的又一实施例中，所述变径段C还设置有流化气进口(图中未示出)，用于通入流化气，以加强所述变径段C中物料的流化。这样一来，更有利于碳载体与煤的充分混合。

另一方面，本发明实施例提供一种煤气化系统，参见图2，包括：如上所述的流化床气化炉01。

本发明实施例提供一种煤气化系统，通过对所述流化床气化炉01的结构进行改进，将所述流化床气化炉01设置为上粗下细的结构，并通过在所述流化床反应区B设置煤入口2，在所述变径段C的下部设置碳载体入口3，一种可能的实现方式中，通过将碳载体掺混于煤中经所述煤入口2通入所述流化床反应区B，在经所述气体分布板区A通入的水蒸气的流化作用下发生煤气化反应，其中，由于所述碳载体为可与二氧化碳结合，促使炉内总反应正向进行的物质，且所述碳载体与所述二氧化碳的结合为放热反应，因此，由于碳载体的加入，能够促使碳水及甲烷化反应的进行，从而能够提高甲烷的产率，同时，碳载体与二氧化碳结合放出热量，该热量随气固相运动分散，保持炉温稳定、温度场均匀，为煤气化反应提供所需热量；另一种可能的实现方式中，通过所述煤入口2通入煤，通过所述碳载体入口3通入碳载体，由于所述碳载体入口3位于所述变径段C的下部，因此，在将碳载体通入之后，在底部气流的高速流化下，所述碳载体向上运动，与上部下来的煤充分混合，吸收气化反应产生的二氧化碳，促使炉内总反应正向进行，同时放出热量，同样能够为煤气化反应提供所需热量，由于变径段C底部内径小、气速高，有利于碳载体的均匀分散，防止碳载体未与二氧化碳充分接触即经底部的排渣口1排出气化炉，而随着碳载体在气流的流化作用下进入上部流化床反应区B中，气速下降，停留时间增加，有利于煤与碳载体的充分混合，从而有利于碳水甲烷化反应的正向进行。在这两种可能的实现方式中，仅通过对流化床气化炉的结构以及所述煤入口、碳载体入口的合理设置，就能够满足炉内总反应的热量需求，并能够提高甲烷的收率，不需要通入氧气燃烧煤来提供热量，降低了通入氧气使得气化炉内容易发生结渣的风险，也不需通过将大量合成气返炉以提高甲烷产率，降低了合成气返炉对炉内总反应产生抑制的风险。

其中，需要说明的是，在实际应用中，在对煤进行气化反应之前，通常需要对煤进行破碎、筛分为粒径在5mm以下，并对煤进行催化剂负载。因此，优选的，所述煤气化系统还可以包括：备煤系统02，所述备煤系统02用于将煤破碎、筛分为粒径在5mm以下，并对煤进行催化剂负载。

其中，还需要说明的是，煤在所述流化床气化炉01中发生气化反应生成粗煤气，并副产灰渣，灰渣中通常含有碱金属催化剂以及少量残炭。

本发明的一实施例中，继续参见图2，所述煤气化系统还包括：与所述流化床气化炉01的排渣口1连通的灰渣煅烧装置02，以及与所述灰渣煅烧装置02的灰渣出口连通的水淬装置03；

所述灰渣煅烧装置02用于通入空气对灰渣进行煅烧，以降低灰渣中的碳含量，所述水淬装置03用于通入水对煅烧后的灰渣进行水淬，副产蒸汽的同时将灰渣中的催化剂溶解于水中。

在本发明实施例中，通过对灰渣进行煅烧，能够降低灰渣的碳含量，同时，通过对煅烧后的灰渣进行水淬，一方面能够利用热量，另一方面还能够在高温下使碱金属催化剂溶解于水中得以回收。

其中，需要说明的是，当所述碳载体为碱土金属的氧化物和/或氢氧化物时，碳载体通过吸收二氧化碳转化为碱土金属的碳酸盐，并跟随灰渣一同排入所述灰渣煅烧装置02中，通过对灰渣进行煅烧的温度进行控制(如控制在800-1000℃)，还能够使碱土金属的碳酸盐发生分解转化为碱土金属的氧化物，这样一来，在对煅烧后的灰渣进行水淬的过程中，由于碱土金属氧化物的存在，还能够使灰渣中的碱金属催化剂以可溶性盐的形式溶解于水中得以回收。

本发明的又一实施例中，参见图3，所述煤气化系统还包括：与所述流化床气化炉01的粗煤气出口连通的气固分离系统04，以及与所述气固分离系统04的气体出口连通的气体分离系统05；

其中，所述气固分离系统04的固体出口与所述灰渣煅烧装置02连通，所述气体分离系统05的一氧化碳和氢气出口与所述气体分布板区A连通。

在本发明实施例中，通过气固分离系统04可将粗煤气中携带的飞灰和碳载体输送入所述灰渣煅烧装置02中，通过对飞灰和碳载体进行煅烧，同样能够降低飞灰中的碳含量，并有利于对飞灰中碱金属催化剂的回收；同时，通过将一氧化碳和氢气返回所述气体分布板区A继续进行甲烷化反应。

进一步地，当所述流化床气化炉的变径段C的下方开设有飞灰返回口4时，所述气固分离系统04的固体出口也可以与所述飞灰返回口4连通，有利于飞灰返炉继续进行气化反应。

当所述流化床气化炉01上开设有合成气返回口时，所述气体分离系统05的一氧化碳和氢气出口还可以与所述合成气返回口连通，同样能够实现一氧化碳和氢气返炉进行甲烷化反应。

其中，所述气固分离系统04可以为旋风分离器。

其中，参见图4，所述气固分离系统04和所述气体分离系统05之间还可以设置有降温分离系统06，通过对除尘后的粗煤气进行降温处理，以实现粗煤气中焦油的分离。

其中，所述降温分离系统06可以为废锅，通过通入水作为换热介质对所述除尘后的粗煤气进行降温的同时，还可以联产蒸汽对热量进行利用。

所述降温分离系统06还可以为蒸汽锅炉，蒸汽锅炉中的水蒸气与所述除尘后的粗煤气进行换热，可产生过热蒸汽用作气化剂。

本发明的又一实施例中，继续参见图4，所述降温分离系统06和所述气体分离系统05之间还可以设置有气体净化系统07，所述气体净化系统07用于对除油尘后的气体进行脱酸、脱硫处理。

再一方面，本发明实施例提供一种煤气化方法，应用于如上所述的煤气化系统，包括：

将煤和水蒸气通入流化床气化炉中，进行煤气化反应；同时，将碳载体经所述碳载体入口通入所述流化床气化炉中，或者，将所述碳载体掺混在所述煤中与煤一同通过所述煤入口通入所述流化床气化炉中；其中，所述碳载体为可与二氧化碳结合，促使炉内总反应正向进行的物质，且所述碳载体与所述二氧化碳结合为放热反应。

本发明实施例提供一种煤气化方法，第一种情况下，通过将碳载体掺混于煤中经所述煤入口通入所述流化床反应区，在经所述气体分布板区通入的水蒸气的流化作用下发生煤气化反应，其中，由于所述碳载体为可与二氧化碳结合，促使炉内总反应正向进行的物质，且所述碳载体与所述二氧化碳的结合为放热反应，因此，由于碳载体的加入，能够促使碳水及甲烷化反应的进行，从而能够提高甲烷的产率，同时，碳载体与二氧化碳结合放出热量，该热量随气固相运动分散，保持炉温稳定、温度场均匀，为煤气化反应提供所需热量；第二种情况下，通过所述煤入口通入煤，通过所述碳载体入口通入碳载体，由于所述碳载体入口位于所述变径段的下部，因此，在将碳载体通入之后，在底部气流的高速流化下，所述碳载体向上运动，与上部下来的煤充分混合，吸收气化反应产生的二氧化碳，促使炉内总反应正向进行，同时放出热量，同样能够为煤气化反应提供所需热量，由于变径段底部内径小、气速高，有利于碳载体的均匀分散，防止碳载体未与二氧化碳充分接触即经底部的排渣口排出气化炉，而随着碳载体在气流的流化作用下进入上部流化床反应区中，气速下降，停留时间增加，有利于煤与碳载体的充分混合，从而有利于碳水甲烷化反应的正向进行。在这两种可能的实现方式中，仅通过对流化床气化炉的结构以及所述煤入口和碳载体入口的合理设置，就能够满足炉内总反应的热量需求，并能够提高甲烷的收率，不需要通入氧气燃烧煤来提供热量，降低了通入氧气使得气化炉内容易发生结渣的风险，也不需要将合成气返炉以提高甲烷产率，降低了合成气返炉对炉内总反应产生抑制的风险。

其中，所述煤的粒径可以为5mm以下，所述煤中催化剂的负载量为干基煤的质量的5-15％。所述催化剂可以为碱金属催化剂。

其中，所述碳载体选自碱土金属的氧化物和/或氢氧化物。

这样一来，所述碳载体与二氧化碳结合为碳酸盐。同时，所述碳载体还会同煤气化灰渣中的硅铝酸盐(如硅铝酸钾)反应，减少碱金属催化剂的失活，保持了碱金属催化剂的催化活性，有利于碳水甲烷化反应的进行。

其中，所述碳载体的粒径可以为0.3mm以下，所述碳载体的添加比例为所述煤的质量流量的5-50％。

优选的，所述碳载体的添加比例为所述煤的质量流量的10-30％。

其中，所述流化床气化炉内的压力为1-5MPa。优选为2-4MPa。

本发明的又一实施例中，当所述流化床反应区从下到上依次包括密相区和稀相区；其中，所述密相区的下部和所述稀相区的下部均设有所述煤入口时；

将所述碳载体掺混在所述煤中与煤一同通过所述煤入口通入所述流化床气化炉中具体包括：

将所述碳载体掺混在第一部分煤中，将掺混有所述碳载体的第一部分煤自所述密相区下部的煤入口通入所述流化床气化炉中；将第二部分煤自所述稀相区下部的煤入口通入所述流化床气化炉中。

这样一来，由所述密相区下部的煤入口通入的掺混有所述碳载体的第一部分煤在气流的流化作用下发生煤气化反应产生粗煤气，粗煤气携带部分飞灰、碳载体进入上部稀相区，当第二部分煤自所述稀相区下部的煤入口通入时，通过控制所述第二部分煤的温度，充分利用高温粗煤气的热量发生热解反应得到轻质焦油、半焦和甲烷热解气，热解后的半焦进入下部密相区同碳载体和密相床料混合，在气流的流化作用下继续发生气化反应，有利于充分利用反应热实现所述第二部分煤的热解和气化。

其中，本发明的一实施例中，所述变径段和所述密相区温度均为700-800℃。这里，通过对所述变径段和所述密相区的温度进行控制，能够使煤和碳载体在合适的温度下发生煤气化反应。

本发明的又一实施例中，当所述变径段和所述气体分布板区之间还设置有高径比为0.3-1.5的细径流化段时，所述细径流化段的温度为650-750℃，该段为含碳量较低的粗颗粒，控制较低的高径比及温度，有利于改善流化质量、避免高温结渣。

本发明的又一实施例中，当所述煤气化系统还包括：与所述流化床气化炉的排渣口连通的灰渣煅烧装置，以及与所述灰渣煅烧装置的灰渣出口连通的水淬装置时；

所述灰渣煅烧装置的温度为800-1000℃。

通过将所述灰渣煅烧装置的温度控制在以上范围内，当所述碳载体为碱土金属的氧化物和/或氢氧化物时，碱土金属的碳酸盐在该温度下可被分解为碱土金属氧化物，灰渣中碱金属催化剂在气化过程中与灰渣中硅铝化合物反应的硅铝酸钾中的钾催化剂置换出来，能够提高碱金属催化剂的回收率。

以下，本发明实施例仅以有无碳载体加入为例对本发明实施例的技术效果进行对比说明。具体反应过程发生在如图4所示的煤气化系统中，实验条件和结果如下表1所示。

表1

由表1可知：本发明实施例通过加入碳载体，并通过对气化炉的结构和碳载体入口位置及煤与碳载体添加比例进行合理设置，一方面，能够满足炉内总反应的热量需求，不需要通入氧气燃烧煤来提供热量，降低了通入氧气使得气化炉内容易发生结渣的风险，另一方面，碳载体促使炉内总反应正向进行，不需要将合成气返炉以提高甲烷产率，还能够降低了合成气返炉对炉内总反应产生抑制的风险，再一方面，由于碳载体的加入，能够避免碱金属催化剂与灰渣中的硅铝酸盐反应而发生失活，同时还能够通过灰渣煅烧和水淬提高水洗催化剂的回收率。

以上所述，仅为本发明的具体实施方式，但本发明的保护范围并不局限于此，任何熟悉本技术领域的技术人员在本发明揭露的技术范围内，可轻易想到变化或替换，都应涵盖在本发明的保护范围之内。因此，本发明的保护范围应以所述权利要求的保护范围为准。