总体而言， 本发明涉及气化炉， 具体地说， 本发明涉及一种 煤炭气化制取富甲烷气体的多层流化床气化炉 。 背景技术

本发明涉及一种粉煤多层流化床气化制备富含 甲烷气体的多 层流化床气化炉装置。

我国是富煤贫油少气的国家， 随着社会、 经济的快速发展， 我国天然气需求急剧攀升， 在能源结构中的比例迅速增加。 而国 内天然气仍处于勘探开发早期， 进口也处于起步阶段， 供应能力 严重滞后， 导致天然气供需矛盾日益突出。 利用我国资源优势相 对较大的煤炭， 对其加以气化来产生燃气， 不仅能促进煤炭的高 效、 清洁利用； 而且可利用已有的天然气管道， 以较低的经济代 价， 有效緩解天然气的供需矛盾， 这是煤炭资源进行综合利用的 有力措施。

通常的煤炭气化制甲烷过程， 即煤在高温下与氧气（或空气） 和 /或水蒸汽（H ₂ 0 )组成的气化剂在单层的气化炉中进行气化反 应， 生成含有少量曱烷 （CH ₄ ) 的合成气 （主要是氢气、 一氧化 碳和二氧化碳），之后进行水气变换及曱烷化 工序， 釆用两步法制 备曱烷。 此类煤气化过程所存在的缺点在于： 气化反应能耗大、 对设备要求高， 且需三个反应装置、 工艺较复杂， 等等。

煤催化气化制备甲烷技术是煤洁净高效利用的 一种重要方 式， 釆用煤催化气化技术， 煤在相对较低的温度下与主要成分为 水蒸汽（H ₂ 0 )、 氢气（H ₂ )、 一氧化碳（CO )的气体混合物在催 化剂的催化作用下进行气化反应， 生成高浓度的甲烷（CH ₄ )。 0

目前， 相关专利中提到的煤催化气化制备甲烷技术釆 用深冷 分离将产气中的甲烷与一氧化碳、 氢气进行分离， 将反应气体中 的氢气和一氧化碳循环到气化炉中， 使之在气化炉中进行甲烷化 反应转化为甲烷， 从而提高系统甲烷的产量。 这种煤催化气化过 程可以在单层的气化炉中完成， 但是所存在的缺点在于气化反应 速率低、 反应时间长， 碳转化率较低， 气体分离系统投资高， 等 等； 而且， 为满足反应器热平衡的需要， 这种煤催化气化过程需 将进炉过热蒸汽加热到较高温度， 蒸汽过热系统及热交换系统负 荷较高， 经济性差。

美国专利 4，077，778 提出釆用多级流化床来实现煤的催化气 化， 提高碳转化率。 主流化床操作气速较高， 将部分碳颗粒夹带 至二级流化床，在较低气速下进行气化反应， 增长固相停留时间， 最大限度提高碳转化率。 与单级气化相比， 釆用多级气化可将碳 利用率由 70~85%提高至 95 %以上。 多级流化床煤催化气化工艺 采用多级流化床， 设备投资高， 操作较复杂。

美国专利 4,094,650提到在碱金属的催化作用下，可将含碳 固 体气化， 制备甲烷， 催化剂需回收再用。 通过多级水洗回收水溶 性催化剂， 石灰消化回收非溶性催化剂。 美国专利 0277437在美 国专利 4,094,650基础上，釆用一级处理将碱金属物质从 反应器固 体残渣中分离， 简化了碱金属催化剂回收过程， 改善了催化气化 工艺的经济性及总效率， 但该回收系统仍然较复杂， 回收方法较 昂贵。

美国 Exxon公司对煤一步法制甲烷技术进行了大量的� ��验研 究。美国专利 4318712公开了一种煤直接曱烷化的整个工艺流� �， 将煤事先与催化剂进行预混合后， 进入煤炭气化炉反应器， 通入 的过热蒸汽不但作为气化剂， 同时作为热源， 维持炉内反应温度， 控制炉内温度在 700。C左右， 过热蒸汽温度 850。C， 气化炉反应压 力 3.5MPa， 煤在催化剂的作用下与过热蒸汽发生反应，直 接得到 产品富曱烷气体。 美国 GPE公司在 EXXON工艺技术的基础上 进行了进一步研究， 美国专利 20070000177A1也公开了煤直接甲 烷化的工艺， 催化剂是碱金属碳酸盐或碱金属氢氧化物， 气化剂 是水蒸气， 其主要技术特征除了加入高效的曱烷化催化剂 之外， 还将氧化钙加入到反应的煤粉当中， 用以吸收反应过程产生的二 氧化碳， 从而进一步提高曱烷的含量。 在这种工艺中， 虽然加入 了促进甲烷生成的催化剂， 但由于高温不利于甲烷的生成， 反应 温度一般控制在 700。C左右， 反应速度慢， 碳的转化率低， 没有 外部供热系统热量很难维持， 且增加了催化剂回收单元操作， 催 化剂回收效果直接影响生产成本。

另外， 为了充分利用热量以制取煤气， 美国专利 5，064，444 提出加压水蒸气气化的情况下将流化床气化炉 分为热解段、 气化 段、 冷却段， 各段用隔板分开。 气化炉内热解段、 气化段放置蛇 状盘管 （蛇管换热器）， 其中通入 900。C~950。C的高温气体（如燃 料燃烧后的气体） 来加热煤粉， 提供气化、 热解所需热量， 以制 取煤气。 该流化床气化炉可以为立式， 也可为卧式， 以 700。C~800'C的过热蒸汽为气化剂， 冷却段通入饱和蒸汽， 气动进 料。 该装置延长煤粉的停留时间， 有利于固相加工， 热能利用率 高， 但是气化炉内的反应体积利用率低， 影响固相加工； 立式炉 操作时残渣中含碳量较高，难以有效利用； 与气固接触传热相比， 传热速度慢， 床层内固相受热不均； 同时设备繁杂， 特别是卧式 炉。

因此， 研究煤质高效利用的气化技术， 开发相应的低投资、 工艺简单的煤炭气化制备富含甲烷气体的气化 装置具有深远意 义。 发明内容

有鉴于上述情况， 本发明致力于提供一种低投资、 工艺筒单 的釆用煤炭气化工艺来制备富含甲烷气体的气 化装置。

为实现上述目的， 本发明提供一种煤炭气化制取富曱烷气体 的多层流化床气化炉， 该流化床气化炉包括：

气化炉壳体， 该壳体具有竖向的纵轴线， 并在其中限定一个 内部空间；

在所述壳体的所述内部空间中垂直于所述纵轴 线并在沿着所 述纵轴线的不同高度处布置的至少两层呈孔板 形式的气体分布 器， 所述至少两层气体分布器包括第一气体分布器 和位于所述第 一分布器下方的第二气体分布器， 所述第一气体分布器和所述第 二分布器将所述壳体的所述内部空间分隔为上 层空间、 中间层空 间和下层空间；

设置于所述壳体的侧面上部的原料入口， 该原料入口通向所 述上层空间， 用于将原料输入所述上层空间， 所述原料的总体流 向是沿着所述纵轴线自上而下；

位于所述壳体的底部的灰渣出口；

位于所述壳体的底部的所述灰渣出口的侧面附 近的用于气化 剂进入的气化剂入口， 所述气化剂的总体流向是沿着所述纵轴线 自下而上；

位于所述壳体顶部的煤气出口；

所述第一气体分布器上贯通设有呈两端开放的 管状形式的第 一溢流装置， 所述第二气体分布器上贯通设有呈两端开放的 管状 形式的第二溢流装置， 所述第一溢流装置和第二溢流装置用于使 所述原料沿曲折线路自上而下， 从所述上层空间通过所述第一溢 流装置流向所述中间层空间， 再由所述中间层空间通过所述第二 溢流装置流入所述下层空间， 所述第一溢流装置的下端与所述第二溢流装置 的上端之间在 垂直于所述纵轴线的水平方向上相互间隔开， 以避免物料直通而 下。

在本发明的一种优选实施方式中， 所述第一溢流装置的上端 与所述气化炉壳体的内壁之间的最短距离在气 化炉壳体的内径的

1/5倍至 1/2倍之间、 且优选为在 1/3倍至 1/2倍之间， 而下端出 口与所述气化炉壳体的内壁之间的最短距离在 气化炉壳体的内径 的 1/10倍至 1/6倍之间， 并且

所述第二溢流装置的上端与所述气化炉壳体的 内壁之间的最 短距离在气化炉壳体的内径的 1/5倍至 1/2倍之间、 且优选为在

1/3倍至 1/2倍之间， 而下端出口与所述气化炉壳体的内壁之间的 最短距离在气化炉壳体的内径的 1/10倍至 1/6倍之间。

在本发明的一种优选实施方式中， 所述第一溢流装置的上端 入口和下端出口在垂直于所述纵轴线的水平面 上的投影相互间隔 开。

在本发明的另一种优选实施方式中， 所述第一溢流装置与所 述纵轴线形成的夹角大于或等于煤原料的休止 角。 煤原料的休止 角根据煤颗粒度、 温度、 湿度和压力等环境因素的变化而变化， 在实际生产中， 以真实煤气化时的各因素参数来确定煤在真实 气 化条件下的休止角， 并以该夹角的范围大于或等于煤在真实气化 条件下的休止角为原则， 来选择该夹角的范围。

在本发明的另一种优选实施方式中所述第一溢 流装置与所述 纵轴线形成小于或等于 60°的夹角。

在本发明的另一种优选实施方式中， 所述第一溢流装置包括 上段和下段， 所述第一溢流装置的上段与所述纵轴线平行， 所述 第一溢流装置的下段与所述纵轴线形成的夹角 大于或等于煤原料 的休止角， 所述第一溢流装置的上段和下段之间以圆弧过 渡段相 连接。

在本发明的另一种优选实施方式中， 所述第一溢流装置包括 上段和下段， 所述第一溢流装置的上段与所述纵轴线平行， 所述 第一溢流装置的下段与所述纵轴线形成小于或 等于 60。的夹角， 其中所述第一溢流装置的下段与所述纵轴线优 选形成 30°至 50° 的夹角， 最优选形成 45。的夹角 （煤原料的休止角根据煤颗粒度、 温度、 湿度和压力等环境因素的变化而变化， 在实际生产中， 以 真实煤气化时的各因素参数来确定煤在真实气 化条件下的休止 角， 并以该夹角的范围大于或等于煤在真实气化条 件下的休止角 为原则， 来选择该夹角的范围）， 所述第一溢流装置的上段和下段 之间以圆弧过渡段相连接。

在本发明的一种优选实施方式中， 所述第二溢流装置的上端 入口和下端出口在垂直于所述纵轴线的水平面 上的投影相互间隔 开。

在本发明的另一种优选实施方式中， 所述第二溢流装置与所 述纵轴线形成的夹角大于或等于煤原料的休止 角。 煤原料的休止 角根据煤颗粒度、 温度、 湿度和压力等环境因素的变化而变化， 在实际生产中， 以真实煤气化时的各因素参数来确定煤在真实 气 化条件下的休止角， 并以该夹角的范围大于或等于煤在真实气化 条件下的休止角为原则， 来选择该夹角的范围。

在本发明的另一种优选实施方式中， 所述第二溢流装置与所 述纵轴线形成小于或等于 60°的夹角。

在本发明的另一种优选实施方式中， 所述第二溢流装置包括 上段和下段， 所述第二溢流装置的上段与所述纵轴线平行， 所述 第二溢流装置的下段与所述纵轴线形成的夹角 大于或等于煤原料 的休止角， 所述第二溢流装置的上段和下段之间以圆弧过 渡段相 连接。 在本发明的另一种优选实施方式中， 所述第二溢流装置包括 上段和下段， 所述第二溢流装置的上段与所述纵轴线平行， 所述 第二溢流装置的下段与所述纵轴线形成小于或 等于 60。的夹角， 其中所述第二溢流装置的下段与所述纵轴线优 选形成 30。至 50° 的夹角， 最优选形成 45。的夹角 （煤原料的休止角根据煤颗粒度、 温度、 湿度和压力等环境因素的变化而变化， 在实际生产中， 以 真实煤气化时的各因素参数来确定煤在真实气 化条件下的休止 角， 并以该夹角的范围大于或等于煤在真实气化条 件下的休止角 为原则， 来选择该夹角的范围）， 所述第二溢流装置的上段和下段 之间以圆弧过渡段相连接。

在本发明的一种优选实施方式中， 所述壳体的纵向中部或纵 向下部中的至少一个部分还设有辅助进料口。

在本发明的一种优选实施方式中， 所述上层空间、 中间层空 间和下层空间中的任一个空间中还设有用于对 该空间进一步加以 分隔的至少一层气体分布器以及贯通该至少一 层气体分布器而布 置的溢¾ ^装置。

在本发明的一种优选实施方式中， 在所述壳体中， 所述第二 气体分布器的下方， 还设有第三气体分布器。

在本发明的一种优选实施方式中， 所述第三气体分布器呈漏 斗形。

在本发明的一种优选实施方式中， 所述溢流装置上端高出气 体分布器的部分为溢流堰， 该溢流堰的高度由固相加工时间和床 层持 计算：

特定层的溢流堰高度，单位为 _m

w…该层固体颗粒进料量， 单位为 kg/h

t—―该层固相加工时间， 单位为 h D --—该层炉体的内径， 单位为 nr

P -- 该层床层在操作条件下的密度，单位为 k _g /m ³

s …该层床层在操作条件下的孔隙率。

在本发明的一种优选实施方式中，

两个相邻气体分布器之间的距离由处于它们之 间的溢流装置 的高度和床层持料量的高度决定， 用下式计算：

H^!+hx-hz

其中

H -- 两个相邻气体分布器之间的距离， 单位为 m;

_Hl —处于两气体分布器之间的溢流装置的高 度， 单位为 m; h _l —-处于两气体分布器之间的料层持料量� �高度， 单位为 m;

h ₂ - 处于两气体分布器之间的溢流装置的埋入料层 深度， 单 位为 m.

使用本发明的设备所釆用的工艺过程简述

在旋转给料器的作用下将浸渍催化剂煤粉加入 三层式流化床 气化炉中间层空间 B (催化气化区）； 原煤从反应器上部热解段加 入， 依次经过多层流化床气化炉上层空间 A (部分热解区）， 中间 层空间 B (催化气化区）和下层空间 C (残渣气化区）。 在部分热 解区中， 反应产生的高温热气体对进料冷煤粉进行加热 ， 使之发 生部分热解， 生成富含甲烷的热解气体及焦油等产物。 之后， 经 过部分热解的煤粉进入催化气化区， 在催化剂的作用下发生催化 气化、 曱烷化等反应， 生成甲烷， 一氧化碳， 氢气等有效气体成 分及二氧化碳、 少量的硫化氢和氨等。 未充分反应的煤残渣进入 残渣气化区，在氧气和水蒸汽的作用下气化生 成一氧化碳、氢气、 二氧化碳等气体， 而一氧化碳、 氢气进入上段催化气化区， 在催 化剂的作用下发生曱烷化反应， 增加系统曱烷产率， 产生的高温 水蒸气为催化气化区提供部分热量。 控制残渣气化区工艺条件， 实现灰、 焦、 催化剂的分离， 高温下部分催化剂呈气态形式进入 上段催化气化区参与气化反应， 气态催化剂进入部分热解区， 温 度的降低使催化剂的存在形态发生变化， 与气体产物分离， 留在 炉内继续参与气化反应， 实现炉内催化剂的循环利用。 气化炉出 口气体经过等温粉尘过滤单元， 过滤出的粉尘被返送回到气化炉 继续进行气化反应， 而过滤后的气体被送到气液冷却分离单元进 行气液分离， 得到低温焦油及粗煤气。 之后， 粗煤气进入气体净 化装置， 脱除二氧化碳及硫化氢等酸性气体， 从而得到富含曱烷 的煤气。

本发明的优点简介

( 1 )保留了催化气化特色和优势， 得到较高含量的甲烷， 克 服了单独催化气化的难点， 如反应时间较长、 排出的灰渣碳含量 较高等。

( 2 )多层耦合气化， 在多层流化床气化炉上层空间 A (部分 热解区） 中， 利用催化气化产气的余热加热刚进入的粉煤， 使得 该粉煤部分热解， 产生甲烷气体等产品， 在没有增加能耗的条件 下增加了曱烷和焦油产出； 在中间层空间 B (催化气化区） 中， 煤在催化剂和残渣气化区生成的高温蒸气作用 下发生催化气化主 反应， 生成富曱垸气体和剩余残渣； 在下层空间 C (残渣气化区） 中， 在通入气化剂的同时通入少量氧来气化剩余残 渣， 通过对残 渣的燃烧、 气化， 提供了中间层空间 B (催化气化区）催化气化 所需要的热量， 同时提供有利于催化气化反应的氢气和 CO。

( 3 )与两步法制备甲烷相比， 该装置集煤热解、 煤催化气化 和残渣气化三个反应器于一体， 实现物流耦合、 热量耦合， 自供 反应热降低过热蒸汽的能耗， 解决了残渣含碳的问题； 延长了平 均停留时间， 增大了气体产能， 提高了碳转化率。 ( 4 )从整个过程看， 利用该多层流化床气化炉气化制备富含 曱烷气体， 热效率较高， 固相加工深度较高， 气体产物中曱烷含 量较高， 设备精简， 易操作。

( 5 )该多层床最上层将抑制焦油生成改为促进焦� �生成， 减 少催化剂用量， 降低催化剂成本； 同时可以利用部分工业废弃物 (例如造纸厂的黑液、 工业废碱等）作为催化剂原料， 提高甲烷 含量。

( 6 )由于各溢流装置的上端与气化炉壳体的内壁� �间的间距 较大（各上端入口与气化炉壳体的内壁之间的 最短距离在气化炉 壳体的内径的 1/5倍至 1/2倍之间）， 可以避免 "物料流动緩慢、 形成滞留以至流化死区" 的问题， 同时， 由于各溢流装置的上端 入口和下端出口在垂直于气化炉壳体纵轴线的 水平面 的投影相 互间隔开（例如各溢流装置釆用局部倾斜管的 方式）， 可以使得例 如在第一溢流装置的下段出口与第二溢流装置 的上段入口之间的 横向距离最大化， 从而使得物料在各层空间中的横向流动路径的 长度尽可能地延长，这能够促进物料的流化反 应进行得更为充分， 从而能够有效地提高流化床的总体效率。 附图说明

图 1为本发明的一个实施例的结构图；

图 2、 图 3、 图 4分别为本发明其它各实施例的结构图。

图 5为本发明的溢流装置的各种变化布置方式的� �意性结构 图， 其中， 图 5a是对于图 1 - 4中的垂直布置的溢流装置的布置 方式的简化图示， 而图 5b和图 5c中的溢流装置的布置则是更为 有利和优选的方式。 具体实施方式 如各附图所示， 本发明提供一种煤炭气化制取富曱烷气体的 多层流化床气化炉， 该流化床气化炉包括：

气化炉壳体 3， 该壳体具有竖向的纵轴线， 并在其中限定一 个内部空间；

在所述壳体 3的所述内部空间中垂直于所述纵轴线并在沿� � 所述纵轴线的不同高度处布置的至少两层呈孔 板形式的气体分布 器 2, 所述至少两层气体分布器 2 包括第一气体分布器和位于所 述第一分布器下方的第二气体分布器， 所述第一气体分布器和所 述第二分布器将所述壳体的所述内部空间分隔 为上层空间 A、 中 间层空间 B和下层空间 C;

设置于所述壳体的侧面上部的原料入口 4， 该原料入口通向 所述上层空间 A， 用于将原料输入所述上层空间 A， 所述原料的 总体流向是沿着所述纵轴线自上而下；

位于所述壳体 3的底部的灰渣出口 7;

位于所述壳体的底部的所述灰渣出口 7的侧面附近的用于气 化剂进入的气化剂入口， 所述气化剂的总体流向是沿着所述纵轴 线自下而上；

位于所述壳体 3顶部的煤气出口；

在本发明的各个附图中， 溢流装置用数字 1概括地表示， 其 中， 位于上方的溢流装置称为第一溢流装置， 位于下方的溢流装 置称为第二溢流装置， 所述第一气体分布器上贯通设有呈两端开 放的管状形式的第一溢流装置， 所述第二气体分布器上贯通设有 呈两端开放的管状形式的第二溢流装置， 所述笫一溢流装置和第 二溢流装置用于使所述原料沿曲折线路自上而 下， 从所述上层空 间 A通过所述第一溢流装置流向所述中间层空间 B， 再由所述中 间层空间 B通过所述第二溢流装置流入所述下层空间 C， 所述第 一溢流装置的下端与所述第二溢流装置的上端 之间在垂直于所述 纵轴线的水平方向上相互间隔开， 以避免物料直通而下。

如图 5b和图 5c所示， 在本发明的一种优选实施方式中， 所 述第一溢流装置的上端与所述气化炉壳体的内 壁之间的最短距离 在气化炉壳体的内径的 1/5倍至 1/2倍之间， 并且所述第二溢流 装置的上端与所述气化炉壳体的内壁之间的最 短距离在气化炉壳 体的内径的 1/5倍至 1/2倍之间。 在图 5b中例示性地示出的各个 最短距离是气化炉壳体的内径的大约 1/3倍， 而在图 5c中例示性 地示出的各个最短距离是气化炉壳体的内径的 大约 1/2倍。 适用 于本发明的最短距离是气化炉壳体的内径的比 值可以在 1/2倍至 1/5倍（包括这两个端点值）之间变化。

在图 5a 中， 各溢流装置与气化炉壳体的内壁之间的间距很 小， 这样， 各个溢流装置在垂直于所述纵轴线的水平方向 上相互 间隔开的距离比较大， 该较大的距离对于防止物料流动短路、 并 促进物料的充分反应这一方面而言是有利的。 然而， 各溢流装置 紧邻气化炉壳体的内壁 （换言之， 溢流装置的上端入口与壳体内 壁之间距离过近）， 在流化过程期间， 由于在气体分布器上的所有 区域上的物料均朝向该气体分布器上的溢流装 置的上端入口流 动， 在溢流装置的上端入口与气化炉壳体的内壁之 间的部分区域 中， 由于溢流装置和气化炉壳体的内壁之间空间狭 小， 形成的阻 力大于其他区域， 导致气体短路不从此处流过， 使得该部分区域 中的物料的流动趋于緩慢， 导致流动停滞而形成流化死区。 这对 于流化床的总体效率是明显不利的， 甚至造成结焦成块堵塞分布 器等不利局面。 例如， 在典型规格的流化床气化炉中， 当各溢流 装置的上端与所述气化炉壳体的内壁之间的最 短距离在气化炉壳 体的内径的 1/5倍（临界点） 时， 物料的流动趋于緩慢， 倾向于 形成流化死区。 当所述最短距离小于气化炉壳体的内径的 1/5倍 时， 明确地形成流化死区。 采用图 5b和图 5c中的溢流装置的布置方式， 各溢流装置的 上端与气化炉壳体的内壁之间的间距较大，而 不是象图 5a中那样 紧邻气化炉壳体的内壁 （亦即， 所述最短距离小于气化炉壳体的 内径的 1/5倍）， 这样， 可以避免 "物料流动緩慢、 形成滞留以至 流化死区" 的问题， 从而能够有效地提高流化床的总体效率。 在 本发明的一种优选实施方式中， 所述第一溢流装置的上端入口和 下端出口在垂直于所述纵轴线的水平面上的投 影相互间隔开。 在 本发明的一种优选实施方式中， 所述第一溢流装置为与所述纵轴 线形成的夹角大于或等于煤原料的休止角。 此外， 在本发明的一 种优选实施方式中， 所述第一溢流装置包括上段和下段， 所述第 一溢流装置的上段与所述纵轴线平行， 所述第一溢流装置的下段 与所述纵轴线形成小于或等于 60。的夹角， 其中所述第一溢流装 置的下段与所述纵轴线优选形成 30°至 50°的夹角， 最优选形成 45。的夹角 （煤原料的休止角根据煤颗粒度、 温度、 湿度和压力等 环境因素的变化而变化， 在实际生产中， 以真实煤气化时的各因 素参数来确定煤在真实气化条件下的休止角， 并以该夹角的范围 大于或等于煤在真实气化条件下的休止角为原 则， 来选择该夹角 的范围），所述第一溢流装置的上段和下段之 间以圆弧过渡段相连 接。

在本发明的一种优选实施方式中， 所述第二溢流装置的上端 入口和下端出口在垂直于所述纵轴线的水平面 上的投影相互间隔 开。 在本发明的一种优选实施方式中， 所述第二溢流装置与所述 纵轴线形成的夹角大于或等于煤原料的休止角 。 此外， 在本发明 的一种优选实施方式中， 所述第二溢流装置包括上段和下段， 所 述第二溢流装置的上段与所述纵轴线平行， 所述第二溢流装置的 下段与所述纵轴线形成小于或等于 60。的夹角， 其中所述笫二溢 流装置的下段与所述纵轴线优选形成 30。至 50。的夹角， 最优选形 成 45。的夹角 （煤原料的休止角根据煤颗粒度、 温度、 湿度和压 力等环境因素的变化而变化， 在实际生产中， 以真实煤气化时的 各因素参数来确定煤在真实气化条件下的休止 角， 并以该夹角的 范围大于或等于煤在真实气化条件下的休止角 为原则， 来选择该 夹角的范围），所述第二溢流装置的上段和下 段之间以圆弧过渡段 相连接。

例如，在如图 5b所示的构造中， 第一溢流装置和第二溢流装 置的上段均与纵轴线平行， 而各下段与纵轴线形成的夹角约为 45。， 并且均朝向图左侧的方向倾斜。 在如图 5c所示的构造中， 第一溢流装置和第二溢流装置的上段均与纵轴 线平行， 而各下段 与纵轴线形成的夹角约为 45°， 但各下段分别朝向图左侧和右侧 倾斜。 可以看出， 在图 5b和图 5c中， 第一溢流装置的下端与第 二溢流装置的上端之间在垂直于所述纵轴线的 水平方向上相互间 隔开， 从而可以避免物料直通而下； 另外， 第一溢流装置的上端 入口和下端出口在垂直于所述纵轴线的水平面 上的投影相互间隔 开， 并且第二溢流装置的上端入口和下端出口在垂 直于所述纵轴 线的水平面上的投影相互间隔开。 这些结构设置能够在防止物料 滞留的同时， 防止物料流动短路并促进物料的充分反应， 从而保 证流化工艺顺利有效地进行。

另外， 根据实际工艺条件的特点或需要， 各溢流装置也可以 简单地采用整体式倾斜管的形式， 也就是说， 上段和下段在一条 直线上， 该直线与气化炉壳体的纵轴线形成上述夹角范 围内的各 种夹角。 在本发明的一种优选实施方式中， 上段和下段在一条直 线上的第一溢流装置采用整体式倾斜管的形式 ， 该整体式倾斜管 与所述纵轴线形成小于或等于 60°的夹角。 另外， 在本发明的一 种优选实施方式中， 上段和下段在一条直线上的第二溢流装置采 用整体式倾斜管的形式， 该整体式倾斜管与所述纵轴线形成小于 或等于 60。的夹角。 在这种情况下， 也能满足 "溢流装置的上端 入口和下端出口在垂直于所述纵轴线的水平面 上的投影相互间隔 开" 这一条件并实现其技术效果。

在每一溢流装置的下端出口处，下行的物料具 有一定的速度， 不会在溢流装置内形成物料滞留。 此外， 在每一溢流装置的下端 出口与所述气化炉壳体的内壁之间的最短距离 在所述气化炉内径 的 1/10倍至 1/6倍之间， 也就是说， 与最近的内壁之间保持足够 的距离保证颗粒在此是流动的（例如， 在图 5b中， 第一溢流装置 的下端出口与内壁之间的最短距离为所述气化 炉内径的 1/10倍）， 因而， 也不会趋向于形成滞留。 同时， 每一溢流装置的下端出口 与下一溢流装置的上端入口保持一定的距离， 如图 5b和图 5c所 示， 以尽可能延长在第一溢流装置的下端出口和第 二溢流装置的 上端入口之间的物料横向流动路径的长度， 以期促进物料的充分 反应。

另外， 在实践中， 在根据具体工艺要求对各溢流装置的具体 位置做出具体布置时， 也要考虑气化炉的其它方面的设置情况， 例如， 在图 1至图 4中， 原煤入口的数量、 负载有催化剂的原煤 的入口都可能是不同的。 图 5b和图 5c中的具体溢流装置布置位 置和方式可以结合图 1至图 4中所示的气化炉以及其它未示出的 气化炉而进行优化设计。 例如， 在图 1中示出的原煤入口 4与负 载有催化剂的原煤的入口分别位于气化炉的两 侧， 然而实践中也 可以将这两个入口设置在气化炉的同一侧并且 在周向上处于同一 位置， 在这种情况下， 图 1中的两层溢流装置的具体布置可以釆 用图 5b中的具体位置以及形式。这种布置可以使得� ��层中的溢流 装置的布置更为方便地兼顾对 "物料滞留 -流化死区" 的预防和 对物料横向流动路径的长度的尽可能延长这两 方面的要求。

如图 5b和图 5c所示， 各层溢流装置的上段和下段之间具有 圆弧过渡段， 该圆弧过渡段的曲率半径可以根据具体设计条 件而 设定并且可以在合理范围内变化。

此外， 在本发明的一种优选实施方式中， 每一溢流装置总体 可以呈管状， 溢流装置的上段的横截面可以为圓形， 溢流装置的 下段的横截面可以为椭圆形 （从俯视图看， 椭圆形的长轴应与下 段的延伸方向保持一致， 以有利于物料沿该延伸方向的流动截面 最大化， 而椭圆形的短轴方向的内径应与上段的圆形横 截面内径 一致）， 而上段和下段之间的圆弧过渡段是一种变径接 头管，使得 上段的圆形横截面和下段的椭圆形横截面自然 流畅地过渡， 以使 得物料在各个段中的流动阻力最小化。

此外， 每一溢流装置的上段和下段的长度可以设计为 ： 上段 的长度小于下段的长度， 具体地说， 上段的长度可以是下段的轴 向投影长度的 0.2倍至 0.6倍。每一溢流装置的上段和下段之间的 圆弧过渡段的曲率可以根据溢流装置的有效截 面积以及上述的上 段和下段之间的具体长度比例而确定。

在本发明的一种优选实施方式中， 所述壳体的纵向中部还设 有辅助性的中部进料口 4。

在本发明的一种优选实施方式中， 所述壳体的纵向下部还设 有辅助性的下部进料口 5 (见图 2 )。

在本发明的一种优选实施方式中， 所述上层空间 A、 中间层 空间 B和下层空间 C中的任一个空间中还设有用于对该空间进一 步加以分隔的至少一层气体分布器以及贯通该 至少一层气体分布 器而布置的溢流装置。

在本发明的一种优选实施方式中， 在所述壳体中， 所述第二 气体分布器的下方， 还设有第三气体分布器。

在本发明的一种优选实施方式中， 所述第三气体分布器呈漏 斗形 （见图 3 )。 参见图 1 , 本发明提供一种气化设备， 可以应用于多层流化 床煤炭气化制取富甲烷气体系统中，该设备为 多层流化床气化炉， 包括： 上层空间 A (部分热解区）、 中间层空间 B (催化气化区）、 下层空间 C (残渣气化区）。

原煤通过多层流化床上层空间 A的进料口 4进入上层空间 A， 也就是部分热解区。 在部分热解区中， 进料冷煤粉被下端反应所 产生的高温热气体加热， 从而发生部分热解。 原煤的热解产生富 含甲烷的热解气、 焦油及半焦。 进入上层空间 A (部分热解区） 的气态催化剂由于温度的降低而导致其存在形 态发生变化， 与气 体产物分离， 留在炉内继续参与气化反应， 实现炉内催化剂的循 环利用。

煤与催化剂的混合物通过中间层空间 B的进料口 4进入中间 层空间 B， 也就是气化炉的催化气化区， 在此， 煤与催化剂的混 合物与通过溢流装置 1 来自上层空间 A 的部分热解的煤粉相混 合， 在催化剂的作用下与气化剂发生气化反应， 生成 CH ₄ ， CO, H ₂ 等有效气体成分及 C0 ₂ 、 少量的 H ₂ S和 NH ₃ 等。 主要反应如 下：

2C + 2H ₂ 0→ 2H ₂ + 2CO (1)

CO + H ₂ 0→ C0 ₂ + H ₂ (2)

3H ₂ + CO→ CH ₄ + H ₂ 0 (3)

C + 2H ₂ → CH ₄ (4) 下层空间 C (残渣气化区） 产生的 CO、 H ₂ 可进入中间层空 间 B (催化气化区）， 在催化剂的作用下发生甲烷化反应， 增加系 统甲烷产率， 另外， 下层空间 C (残渣气化区） 所产生的高温水 蒸气为中间层空间 B (催化气化区）提供部分反应所需热量。 中间层空间 B (催化气化区） 中未充分反应的煤残渣进入下 层空间 C (残渣气化区）， 在 0 ₂ 和水蒸汽的作用下气化生成 CO、 H ₂ 、 C0 ₂ 等气体。 主要反应如下所示： c + o ₂ → co ₂ (5)

C + C0 ₂ → 2CO (6)

C + H ₂ 0→ CO + H; (7)

CO + H ₂ 0→ CO, + (8) 如上所述，在气化炉下层空间 C (残渣气化区）中产生的 CO、 H ₂ 可进入上段中间层空间 B (催化气化区）， 在催化剂的作用下 发生甲烷化反应， 因而增大了系统曱烷产率， 另外， 所产生的高 温气体及水蒸气能够为中间层空间 B (催化气化区）提供部分热 量， 从而能够降低灰渣碳含量， 并提高进料煤粉综合利用率。

在下层空间 C (残渣气化区） 中的温度较高， 使得部分催化 剂以气态形式挥发至中间层空间 B (催化气化区）， 流化床内催化 剂的循环使用可减少催化剂在初始煤粉中的添 加量， 降低催化剂 回收系统的负担， 甚至无需另外配置催化剂回收系统。

气化剂过热蒸气和少量氧气从气化炉底部进入 残渣气化区， 与残渣发生燃烧、 气化反应， 同时为中间层空间 B (催化气化区） 提供所需的热量。

多层流化床气化炉的下方连接有排渣设备， 该排渣设备用于 排出残渣气化区气化后的灰渣。

多层流化床气化炉产生的高温炉气由炉顶排出 ， 进入后续分 离净化工序。 如上所述， 气化炉出口气体 （高温炉气） 经过等温 粉尘过滤单元， 过滤出的粉尘被返送回到气化炉继续进行气化 反 应， 而过滤后的气体被送到气液冷却分离单元进行 气液分离， 得 到低温焦油及粗煤气。 之后， 粗煤气进入气体净化装置， 脱除二 氧化碳及硫化氢等酸性气体， 从而得到富含曱烷的煤气。

实施例 1:

参见图 2， 在结构图 1的基础上， 如仅靠残渣气化产生的热 量难以满足催化气化所需温度要求， 可在多层流化床的下层空间 C (残渣气化区）的炉体 3侧壁上设一进料口 5， 通过该进料口将 少量原煤加到残渣气化区， 该少量原煤在下层空间 C (残渣气化 区）中的燃烧能够提供辅助能量， 以满足催化气化所需温度要求。

实施例 2:

参见图 3， 在结构图 1的基础上， 为满足排灰或工艺操作条 件的需要， 可以更换多层流化床下层空间 C的分布器， 使用漏斗 形分布器，通过进气口 6、 7分别调控排灰气速和流化气速。

实施例 3:

参见图 4， 在结构图 1 的基础上， 为了避免气体的反串， 实 现床层间的连续稳定溢流， 同时便于控制物料的溢流流量， 可以 使用其他形式的溢流装置，如带机械传动装置 的堵头式溢流装置。 通过机械传动装置调节堵头 8的位置， 改变气体方向和下料口截 面大小， 实现顺利溢流。

在结合图 1 - 4所示并在上文中描述的各个实施例中，可以� � 图中的比例设置加以改进（也就是说， 经改进之后的比例设置不 同于在图 1 - 4中示出的比例）， 从而使得第一溢流装置的上端与 气化炉壳体的内壁之间的最短距离在气化炉壳 体的内径的 1/5倍 至 1/2倍之间， 并且第二溢流装置的上端与气化炉壳体的内壁 之 间的最短距离在气化炉壳体的内径的 1/5倍至 1/2倍之间。

实施例 4:

参见图 5b， 在前几个实施例的基础上， 对溢流装置的布置加 以改进和优化。在如图 5b所示的构造中，位于上方的第一溢流装 置的上端与气化炉壳体的内壁之间的最短距离 在气化炉壳体的内 径的 1/5倍至 1/2倍之间， 并且位于下方的第二溢流装置的上端 与气化炉壳体的内壁之间的最短距离在气化炉 壳体的内径的 1/5 倍至 1/2倍之间。在图 5b中例示性地示出的各个最短距离是气化 炉壳体的内径的大约 1/3倍。 在如图 5b所示的构造中， 第一溢流 装置和第二溢流装置的上段均与纵轴线平行， 而各下段与纵轴线 形成的夹角约为 45°， 并且均朝向图左侧的方向倾斜。

实施例 5:

参见图 5c， 在前几个实施例的基础上， 对溢流装置的布置加 以改进和优化。在如图 5c所示的构造中， 位于上方的第一溢流装 置的上端与气化炉壳体的内壁之间的最短距离 在气化炉壳体的内 径的 1/5倍至 1/2倍之间， 并且位于下方的第二溢流装置的上端 与气化炉壳体的内壁之间的最短距离在气化炉 壳体的内径的 1/5 倍至 1/2倍之间。 在图 5c中例示性地示出的各个最短距离是气化 炉壳体的内径的大约 1/2倍。 在如图 5c所示的构造中， 第一溢流 装置和第二溢流装置的上段均与纵轴线平行， 而各下段与纵轴线 形成的夹角约为 45。， 但各下段分别朝向图左侧和右侧倾斜。

在本发明的各个实施例中， 可以根据需要来结合使用如在附 图 4中示出的带机械传动装置的堵头式溢流装置� �

在本发明的各个实施例中， 溢流堰 （溢流装置上端高出气体 分布器的部分） 的高度由固相加工时间和床层持料量决定， 用下 式计

t—―该层固相加工时间， 单位为 h

D—―该层炉体的内径， 单位为 m 该层床层在操作条件下的密度， 单位为 kg/m ³

s - 该层床层在操作条件下的孔隙率

在本发明的各个实施例中， 两个相邻气体分布器之间的距离 由处于它们之间的溢流装置的高度和床层持料 量的高度决定， 用 下式计算：

其中

H -…两个相邻气体分布器之间的距离， 单位为 m;

_Hl —处于两气体分布器之间的溢流装置的高 度， 单位为 m; h _l —-处于两气体分布器之间的料层持料量� �高度， 单位为 m;

h ₂ - 处于两气体分布器之间的溢流装置的埋入料层 深度， 单 位为 m。

本发明的核心技术点：

1、 多层流化床的一体性： 气化剂从气化炉底部通入， 原煤从 反应器上部热解段加入并依次经过多层流化床 的上层空间 A、 中 间层空间 B、 下层空间 （：。 在多层流化床的上层空间 A (部分热 解区） 中， 进料冷煤粉被在中间层空间 B (催化气化区） 中的催 化气化反应所产生的高温热气体所加热，使该 煤粉发生部分热解， 生成富含 CH ₄ 的热解气体及焦油等产物。 之后， 经过部分热解的 煤粉通过第一溢流装置向下进入多层流化床的 中间层空间 B (催 化气化区）， 在催化剂的作用下发生催化气化、 甲烷化等反应， 生 成 CH ₄ ， CO, H ₂ 等有效气体成分及 C0 ₂ 、 少量的 H ₂ S和 NH ₃ 等。 继而， 在中间层空间 B (催化气化区） 中未充分反应的煤残渣通 过第二溢流装置向下进入多层流化床的下层空 间 C (残渣气化 区）， 在 0 ₂ 和水蒸汽的作用下气化生成 CO、 H ₂ 、 C0 ₂ 等气体。

2、 多层流化床下层空间 C与中间层空间 B的紧密关联： 在 10 001410

多层流化床的下层空间 C (残渣气化区）， 残渣与氧气反应发出大 量热量， 为中间层空间 B (催化气化段）提供所需的热量， 从而 能够降低灰渣碳含量， 并提高进料煤粉综合利用率； 同时， 在下 层空间 C (残渣气化区） 的高温作用下， 部分催化剂以气态形式 挥发至多层流化床的中间层空间 B (催化气化区）， 从而实现了催 化剂在流化床内的循环使用。 流化床内催化剂的这种循环使用的 效果是： 能够减少初始煤粉中催化剂添加量， 降低催化剂回收系 统的负担， 甚至无需另外配置催化剂回收系统； 在气化炉残渣气 化区 （多层流化床下层空间 C ) 中产生的 CO、 H ₂ 可进入多层流 化床中间层空间 B (催化气化区）， 在催化剂的作用下发生曱烷化 反应， 从而能够增加系统曱烷产率， 另外， 所产生的高温水蒸气 能够为催化气化区提供部分热量， 从而能够降低灰渣碳含量， 并 提高进料煤粉综合利用率。

3、 多层流化床的进料口的选择： 根据系统热量平衡和工艺操 作条件的需要， 除多层流化床的最上层进料口外， 可以在中间层、 最下层炉体 3的不同位置处增设进料口。

4、多层床的层数：可以根据停留时间和工艺� �作条件的需要， 将多层流化床气化炉的部分热解区、 催化气化区、 残渣气化区， 分别划分成单层或多层， 各层间用气体分布器隔开， 安装溢流装 置。

5、各溢流装置的上端与气化炉壳体的内壁之� �的最短距离在 气化炉壳体的内径的 1/5倍至 1/2倍之间。 各溢流装置可以是机 械式溢流装置， 如在溢流装置的下端安装堵头、 阀门， 也可以是 气控式溢流装置， 如直管， 锥形管， L形阀。 在本发明的优选方 式中， 各溢流装置的上端入口和下端出口在垂直于所 述纵轴线的 水平面上的投影相互间隔开。 在本发明的进一步优选方式中， 各 溢流装置包括上段和下段， 上段与纵轴线平行， 下段与纵轴线形 成小于或等于 60。的夹角， 上段和下段之间以圆弧过渡段相连接。

6、 气体分布器： 多层流化床中的上部的用子固定各溢流装置 的气体分布器可以是平板分布器、 倾斜分布器或漏斗形分布器， 或它们的组合形式。 多层流化床的下部气体进口处的气体分布器 2 可以是平板分布器、 倾斜分布器、 漏斗形分布器， 或带射流的 气体分布器。

7、 该多层流化床气化炉可于常压、 加压下使用。

本发明解决的技术问题和的有益效果

本发明的目的是提供一种粉煤气化制备富含曱 烷气体的多层 流化床气化炉， 该气化炉通过溢流装置实现多层流化床层间的 连 续稳定溢流， 将热解、 气化、 燃烧耦合于多层流化床中， 实现分 级转化， 以催化气化制甲烷为中心进行能量分配， 实现煤炭资源 的全价开发。

首先， 与美国专利 4,077,778的多级流化床相比， 在一个（一 级） 流化床中， 延长了固相停留时间， 最大限度提高碳转化率， 减少设备投资， 同时易于操作；

其次， 与其他专利中的装置相比， 通过多层床下层空间 C的 残渣气化区的气化反应向中间层空间层 B的催化气化区提供氢气 和一氧化碳， 促进甲烷化反应的进行， 无需用于分离氢气和一氧 化碳的气体分离系统， 能够大大减少设备投资， 简化操作； 同时 在多层床下层空间 C通入气化剂和少量氧气使部分残渣燃烧， 向 中间层空间 B的催化气化反应提供反应所需的部分热量， 既可以 降低进口水蒸气温度， 降低蒸汽过热系统及热交换系统负荷， 也 解决了残渣含碳的问题。

另外， 在多层床上层空间 A热解段生成的曱烷直接逸出气化 炉， 能够避免氧化并增加气相产物中甲烷含量， 同时可以得到经 热解生成焦油等的多种其他产物。 从热量的角度来看， 充分利用 了来自中间层空间 B的气体的热能， 具有较高的热效率， 也为后 续处理系统带来方便。

由于各溢流装置的上端与气化炉壳体的内壁之 间的间距较大 (各上端入口与气化炉壳体的内壁之间的最短� �离在气化炉壳体 的内径的 1/5倍至 1/2倍之间）， 可以避免 "物料流动緩慢、 形成 滞留以至流化死区" 的问题。 另外， 由于各溢流装置的上端入口 和下端出口在垂直于纵轴线的水平面上的投影 相互间隔开 （例如 各溢流装置采用局部倾斜管的方式），可以使 得例如在第一溢流装 置的下段出口与第二溢流装置的上段入口之间 的横向距离最大 化， 从而使得物料在各层空间中的横向流动路径的 长度尽可能地 延长， 这能够促进物料的流化反应进行得更为充分， 从而能够有 效地提高流化床的总体效率。

最后， 就催化剂的利用而言， 该多层床最上层将抑制焦油生 成改为促进焦油生成， 减少催化剂用量， 降低催化剂成本； 同时 可以利用部分工业废弃物作为催化剂原料， 提高甲烷含量。