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催化 气化组合流化床反应装置及反应方法

阅读：1028发布：2020-07-09

专利汇可以提供催化气化组合流化床反应装置及反应方法专利检索，专利查询，专利分析的服务。并且本发明涉及一种催化气化组合流化床反应装置及反应方法，主要解决现有技术中存在的碳转化率和气化强度低、甲烷产率偏低以及气化炉运行稳定性差的问题。本发明通过一种催化气化组合流化床反应装置及反应方法，催化剂负载在含碳原料中，与气化剂和氧化剂同时以较高的线速与较低的颗粒浓度在细反应器中进行部分燃烧和气化反应，随后产生的合成气以及未完成反应的含碳颗粒物在颗粒浓度较高的粗反应器中进行进一步气化反应的技术方案，较好的解决了上述技术问题，可应用于催化气化富产甲烷的工业生产中。，下面是催化气化组合流化床反应装置及反应方法专利的具体信息内容。

权利要求

1.一种催化气化组合流化床反应装置，主要设备包括：细反应器(3)、粗反应器(4)以及沉降器(6)，其特征在于，细反应器(3)上端扩径后与粗反应器(4)底部相连通，粗反应器(4)通过分离设备(7)与沉降器(6)相连通，沉降器(6)的底部通过返料机构(8)与细反应器(3)相连通，分离设备(7)位于沉降器(6)筒体内。
2.根据权利要求1所述催化气化组合流化床反应装置，其特征在于所述细反应器(3)的高度为粗反应器(4)高度的2-8倍。
3.根据权利要求1所述催化气化组合流化床反应装置，其特征在于所述粗反应器(4)的直径为细反应器(3)直径的1.5-6倍。
4.根据权利要求1所述催化气化组合流化床反应装置，其特征在于所述沉降器(6)内置分离设备(7)，所述分离设备(7)由2组及2组以上的旋风分离器组合而成。
5.一种催化气化组合流化床反应方法，采用权利要求1～4的任意一种催化气化组合流化床反应装置，包括如下几个步骤：
(a)、负载催化剂的含碳原料(E)由进料管线(10)进入沉降器(6)中，并经过返料机构(8)导入，与来自气体管线(2)中的气化剂(A)同时进入细反应器(3)中进行混合与气化反应，反应后的大颗粒渣经过自然沉降掉落在渣池(1)中，并经过催化剂回收设备(11)分离出灰渣(G)与渣池回收催化剂(F)；
(b)、细反应器(3)中反应后的含碳颗粒经过气体提升进入粗反应器(4)中，在来自气体净化与分离系统(9)的循环合成气(B)的作用下进一步气化反应，所述循环合成气(B)中氢气与一氧化碳的体积比为0.8-4.5，反应后的气体与固体进入分离设备(7)中，所述固体含有细灰、含碳颗粒物与渣，经过分离后，气体与未被分离的细灰以及未被分离的含碳颗粒由旋风排出后进入快速反应器(5)中进行快速气化反应，然后再经过气体净化与分离系统(9)提取产品气、出口细灰(C)以及细灰回收的催化剂(D)；
(c)、另外一方面，由分离设备(7)分离后的含碳颗粒与渣在沉降器(6)中沉降，并与来自进料管线(10)的细灰回收的催化剂(D)、负载催化剂的含碳原料(E)、渣池回收催化剂(F)混合，经过返料机构(8)返回细反应器(3)中继续气化反应。
6.根据权利要求5所述的催化气化组合流化床反应方法，其特征在于所述含碳原料选自煤、石油焦、生物质及其混合物，所述气化剂选自氧气、空气、液态水、水蒸气、二氧化碳或氢气及其混合物。
7.根据权利要求5所述的催化气化组合流化床反应方法，其特征在于所述细反应器(3)的反应条件为：反应压力0-6.5MPa、反应温度800-1600℃、气相线速度2.0-15.0m/s，细反应器(3)内的流态为快速流态化；粗反应器(4)的反应条件为：反应压力0-6.5MPa、反应温度
600-1100℃、气相线速度0.1-1.0m/s，粗反应器(4)内的流态为湍动流态化或鼓泡流态化。
8.根据权利要求5所述的催化气化组合流化床反应方法，其特征在于所述催化剂选自碱金属、碱土金属、过渡金属中的至少一种；所述催化剂以浸渍法、干混法或离子交换法方式负载在含碳原料上；所述催化剂的负载量占原煤质量的0.1～20％。
9.根据权利要求5所述的催化气化组合流化床反应方法，其特征在于所述细反应器(3)内的水碳比的范围为0.5-4mol/mol，所述粗反应器(4)内的水碳比的范围为2-20mol/mol。
10.根据权利要求5所述的催化气化组合流化床反应方法，其特征在于所述快速反应器(5)为下行流化床反应器、旋流反应器、管式反应器或流化床反应器。

说明书全文

催化气化组合流化床反应装置及反应方法

技术领域

[0001] 本发明涉及一种催化气化组合流化床反应装置及反应方法。

背景技术

[0002] 我国是一个煤炭大国，拥有丰富的煤炭资源，随着我国经济的快速发展，煤炭的生产量和消费量节节攀升，2014年我国的煤炭产量达到38.7亿吨，接近世界产量的二分之一。我国已经成为全球最大的煤炭生产国和煤炭消费国。煤炭的直接燃烧利用中释放大量的污染物，导致我国许多地区雾霾频发，严重影响着环境问题。煤气化技术是实现煤洁净、高效、综合利用的关键技术，是煤炭转化的重要途径，也是合成化学品、联合循环发电以及煤制代用天然气的关键技术之一。目前，多种煤气化技术已成功实现工业化应用，均采用非催化气化技术，以高温高压为代价提高碳转化率，这就带来了煤气冷却强度大、气体净化困难、能耗高、对设备要求苛刻等问题。然而，煤的催化气化过程不仅提高了气化反应速率，同时也显著降低了气化反应温度，使煤的温和气化过程得以实现。同时也可以进行许多合成过程，在催化剂的作用下，可在煤气化的同时合成甲烷、甲醇、氨等化工原料，缩短了工艺流程。其中通过煤催化气化的方法直接制取富含甲烷的合成气，是煤催化气化的一个重要研究方向。

[0003] 专利US4318712公开了一种煤一步法制甲烷的工艺，将催化剂与煤粉预混后通入反应器中，气化剂采用过热蒸汽，同时也作为热源维持反应器内的反应温度。过热蒸汽的温度为850℃，气化反应温度控制在700℃左右。煤在催化剂的作用下与过热蒸汽进行气化反应，同时通入CO和H2为主的循环合成气，强化炉内的甲烷化反应，直接得到富甲烷合成气。

[0004] 专利CN201010279560.7公布了一种多层流化床催化气化制甲烷工艺，将气化炉分为合成气产生段、煤甲烷化段和合成气甲烷化段。使燃烧、气化、甲烷化反应和热解反应分段进行，控制各段的反应程度和温度分布，从而提高甲烷产率。然而气化炉上方的热解段中，细小的粉煤未经反应就从气化炉跑出，使得飞灰的碳含量较高，并且未反应完全的煤焦返混至气化炉底部渣口，直接从气化炉排出，导致反应过程中的碳转化率较低。气化炉内煤焦颗粒停留时间为2～3h时，碳转化率基本维持在60～90％的范围内。

[0005] 综上所述，煤催化气化技术由于需考虑甲烷化反应，其反应温度较低，导致反应速率和碳转化率降低，合成气中含碳飞灰的跑漏和气化炉底部粗渣的直接排放，在较大程度上也影响着碳转化率的提升，从能量的利用率而言，而碳转化率较低时，残炭的热值并未完全利用。因而有必要开发一种能够提高碳转化率并提高气化强度、甲烷产率以及气化炉运行稳定性和可靠性高的煤催化气化方法。

发明内容

[0006] 本发明主要解决的技术问题之一是现有技术中存在的碳转化率和气化强度低、甲烷产率偏低以及气化炉运行稳定性和可靠性差的问题，提供一种新的催化气化组合流化床反应装置及反应方法。该方法中流化床反应器具有碳转化率高、气化强度高、甲烷产率高以及气化炉运行稳定的特点，保证反应的高效与稳定。

[0007] 本发明所要解决的技术问题之二是提供一种与解决技术问题之一相对应的反应方法。

[0008] 为解决上述技术问题之一，本发明采用的技术方案如下：一种催化气化组合流化床反应装置，主要设备包括：细反应器3、粗反应器4以及沉降器6，其中细反应器3上端扩径后与粗反应器4底部相连通，粗反应器4通过分离设备7与沉降器6相连通，沉降器6的底部通过返料机构8与细反应器3相连通，分离设备7位于沉降器6筒体内。

[0009] 上述技术方案中，所述细反应器3的高度为粗反应器4高度的2-8倍，所述粗反应器4的直径为细反应器3直径的1.5-6倍，所述沉降器6内置分离设备7，所述分离设备7由2组及
2组以上的旋风分离器组合而成。

[0010] 更优选的技术方案，所述细反应器3的高度为粗反应器4高度的3-6倍，所述粗反应器4的直径为细反应器3直径的3-4.5倍。

[0011] 为解决上述问题之二，本发明采用的技术方案如下：一种带催化剂混合器的甲醇制烯烃的方法，采用上述的反应装置，包括如下几个步骤：

[0012] a、负载催化剂的含碳原料E由进料管线10进入沉降器6中，并经过返料机构8导入，与来自气体管线2中的气化剂A同时进入细反应器3中进行混合与气化反应，反应后的大颗粒渣经过自然沉降掉落在渣池1中，并经过催化剂回收设备11分离出灰渣G与渣池回收催化剂F；

[0013] b、细反应器3中反应后的含碳颗粒经过气体提升进入粗反应器4中，在来自气体净化与分离系统9的循环合成气B的作用下进一步气化反应，所述循环合成气B中氢气与一氧化碳的体积比为0.8-4.5，反应后的气体与固体进入分离设备7中，所述固体含有细灰、含碳颗粒物与渣，经过分离后，气体与未被分离的细灰以及未被分离的含碳颗粒由旋风排出后进入快速反应器5中进行快速气化反应，然后再经过气体净化与分离系统9提取产品气、出口细灰C以及细灰回收的催化剂D；

[0014] c、另外一方面，由分离设备7分离后的含碳颗粒与渣在沉降器6中沉降，并与来自进料管线10的细灰回收的催化剂D、负载催化剂的含碳原料E、渣池回收催化剂F混合，经过返料机构8返回细反应器3中继续气化反应。

[0015] 上述技术方案中，所述含碳原料包括煤、石油焦、生物质及其混合物，所述气化剂包括氧气、空气、液态水、水蒸气、二氧化碳或氢气及其混合物。所述细反应器3的反应条件为：反应压力0-6.5MPa、反应温度800-1600℃、气相线速度2.0-15.0m/s，细反应器3内的流态为快速流态化；粗反应器4的反应条件为：反应压力0-6.5MPa、反应温度600-1100℃、气相线速度0.1-1.0m/s，粗反应器4内的流态为湍动流态化或鼓泡流态化。所述催化剂选自碱金属、碱土金属、过渡金属中的至少一种；所述催化剂以浸渍法、干混法或离子交换法方式负载在含碳原料上；所述催化剂的负载量占原煤质量的0.1～20％。所述细反应器3内的水碳比的范围为0.5-4mol/mol，所述粗反应器4内的水碳比的范围为2-20mol/mol。所述快速反应器5为下行流化床反应器、旋流反应器、管式反应器或流化床反应器。

[0016] 上述技术方案中，所述的循环合成气B是经CO2吸收装置，除去CO2气体后通入粗反应器4中的合成气。

[0017] 上述技术方案中，所述的沉降器6不仅作为产品气与颗粒的沉降分离的容器，还作为进料端起到预混合的作用，负载催化剂的含碳原料加入沉降器后在沉降器中与返回的热载颗粒进行混合传热，保证了含碳原料在进入气化反应器3之前已经具有一定的均匀的温度，有助于反应速率的提高。同时沉降器6在整个循环系统内具有蓄压的功能，便于颗粒经过返料机构8顺利进入细反应器3中进行反应。

[0018] 本发明中细反应器3中进入的是负载催化剂的含碳原料与气化剂，该反应器中以燃烧反应、气化反应为主，以及部分变换反应、甲烷化反应。第一反应器中由于线速较高，气固比比较高，水碳比也偏高，温度控制在900-1600℃范围内，有利于燃烧与气化反应。含碳原料与返回的含碳颗粒在催化剂的作用下，由于反应器内气固两相流动状态为快速流态化的状态，气体的含量非常高，气固接触效率也很高，因而导致燃烧反应速率与气化反应速率更快，提高了碳转化率和残炭的利用率。燃烧反应产生的热量用来提供气化反应区中热量的消耗和热损，并为气化反应提供了必要的热量与气化剂。

[0019] 本发明中粗反应器4中主要进行气化反应、变换反应与甲烷化反应。由细反应器3中流入的气体组分中CO、H2、CO2、H2O和CH4同时存在，同时在粗反应器4底部通入循环合成气B，提高了粗反应器4内CO与H2的含量，稀释了CO2的含量，促进了变换反应的平衡向右移动，提高了H2/CO的比例，且粗反应器4内气相线速较低，气固流态为鼓泡或湍动流动，气固比较细反应器3内要低很多，且温度控制在600-1100℃范围内，促进了甲烷化反应平衡的移动，提高了出口CH4产率。

[0020] 本发明中快速反应器5针对由分离设备7分离出来的部分较细颗粒的含碳物进行进一步气化反应，这部分未反应掉的残炭由夹带在细粉颗粒物中的催化剂的催化作用下与具有气化剂功能的气体组分在快速反应器9中迅速进行气化反应，由于该反应器内的气体组分浓度高，细粉残炭颗粒物的粒径较小，颗粒浓度低，因此能够很快实现残炭的气化反应，从而进一步提高碳转化率与残炭的利用率。

[0021] 本发明中的主要反应器与循环系统装置为成熟的循环流化床系统，内部温度控制较容易，气固接触效率高，传质传热强。返料机构为非机械返料设备，不容易泄漏堵塞。整体结构简单，设备成熟，不容易出现磨损与泄漏，系统整体框架较现有技术要低很多。

[0022] 采用本发明的技术方案，比现有技术反应器中气化出口碳转化率有所提高，出口合成气中甲烷含量提高31％，碳转化率提高97％，具有碳转化率高、气化强度高、甲烷产率高以及气化炉运行稳定的特点，保证反应的高效与稳定，取得了较好的技术效果。附图说明

[0023] 图1为本发明所述方法的流程示意图：

[0024] 图1中，1为渣池；2为气体进口管线；3为细反应器；4为粗反应器；5为快速反应器；6为沉降器；7为分离设备；8为返料机构；9为气体净化与分离系统；10为催化剂与含碳原料进料管线；11为催化剂回收设备；12为循环合成气分布器。A为气化剂，包括氧气、空气、液态水、水蒸气、二氧化碳或氢气及其混合物；B为循环合成气；C为出口细灰；D为细灰回收催化剂；E为负载催化剂的含碳原料；F为渣池回收催化剂；G为灰渣。

[0025] 催化剂与含碳原料由进料管线10进入沉降器6中，由返料机构8导入进入细反应器3中，与来自气体管线2中的水蒸气与氧气空气混合后在细反应器3中进行气化反应，反应后的大颗粒渣经过自然沉降掉落在渣池1中，并经过催化剂回收设备11分离出渣与渣池回收催化剂。细反应器3中反应后的含碳颗粒经过气体提升进入粗反应器4中进一步气化反应。
反应后的气体与固体细灰、含碳颗粒物与渣等进入分离设备7中，经过分离后，气体与部分细灰以及含碳颗粒由旋风排出后进入快速反应器5中进行快速气化反应，然后再经过气体净化与分离系统9提取产品气、细灰以及部分回收的催化剂；另外一方面，由分离设备7分离下来的含碳颗粒与渣在沉降器6中沉降，并与来自于催化剂与含碳原料进料管线的新鲜催化剂、含碳原料、细灰回收催化剂、渣池回收催化剂混合，经过返料机构8返回细反应器3中继续气化反应。

[0026] 负载催化剂的含碳原料E由进料管线10进入沉降器6中，并经过返料机构8导入，与来自气体管线2中的气化剂A同时进入细反应器3中进行混合与气化反应，反应后的大颗粒渣经过自然沉降掉落在渣池1中，并经过催化剂回收设备11分离出灰渣G与渣池回收催化剂F；细反应器3中反应后的含碳颗粒经过气体提升进入粗反应器4中，在来自气体净化与分离系统9的循环合成气B的作用下进一步气化反应，所述循环合成气B中氢气与一氧化碳的体积比为0.8-4.5，反应后的气体与固体进入分离设备7中，所述固体含有细灰、含碳颗粒物与渣，经过分离后，气体与未被分离的细灰以及未被分离的含碳颗粒由旋风排出后进入快速反应器5中进行快速气化反应，然后再经过气体净化与分离系统9提取产品气、出口细灰C以及细灰回收的催化剂D；另外一方面，由分离设备7分离后的含碳颗粒与渣在沉降器6中沉降，并与来自进料管线10的细灰回收的催化剂D、负载催化剂的含碳原料E、渣池回收催化剂F混合，经过返料机构8返回细反应器3中继续气化反应。

[0027] 下面通过实施例对本发明作进一步的阐述，但不仅限于本实施例。

具体实施方式

[0028] 【实施例1】

[0029] 反应流程如下：催化剂与含碳原料由进料管线进入沉降器中，由返料机构导入进入细反应器中，与来自气体管线中的水蒸气与氧气混合后在细反应器中进行气化反应，反应后的大颗粒渣经过自然沉降掉落在渣池中，并经过催化剂回收设备分离出渣与渣池回收催化剂。细反应器中反应后的含碳颗粒经过气体提升进入粗反应器中进一步气化反应。反应后的气体与固体细灰、含碳颗粒物与渣等进入分离设备中，经过分离后，气体与部分细灰以及含碳颗粒由旋风排出后进入快速反应器中进行快速气化反应，然后再经过气体净化与分离系统提取产品气、细灰以及部分回收的催化剂；另外一方面，由分离设备分离下来的含碳颗粒与渣在沉降器中沉降，并与来自于催化剂与含碳原料进料管线的新鲜催化剂、含碳原料、细灰回收催化剂、渣池回收催化剂混合，经过返料机构返回细反应器中继续气化反应。

[0030] 实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1500mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。产品气为富含甲烷的合成气，出口合成气中CH4浓度24.1％，出口碳转化率达到96.6％。

[0031] 【实施例2】

[0032] 反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为
1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为300mm，高度为1500mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。产品气为富含甲烷的合成气，出口合成气中CH4浓度24.8％，出口碳转化率达到97.2％。

[0033] 【实施例3】

[0034] 反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为
1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为150mm，高度为1500mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。产品气为富含甲烷的合成气，出口合成气中CH4浓度25％，出口碳转化率达到97％。

[0035] 【实施例4】

[0036] 反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为
1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为225mm，高度为1500mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。产品气为富含甲烷的合成气，出口合成气中CH4浓度25.4％，出口碳转化率达到97.2％。

[0037] 【实施例5】反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为375mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。产品气为富含甲烷的合成气，出口合成气中CH4浓度23.9％，出口碳转化率达到95.5％。

[0038] 【实施例6】

[0039] 反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为
1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为500mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。产品气为富含甲烷的合成气，出口合成气中CH4浓度24.6％，出口碳转化率达到96.9％。

[0040] 【实施例7】

[0041] 反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为
1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1000mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。产品气为富含甲烷的合成气，出口合成气中CH4浓度24.2％，出口碳转化率达到96.5％。

[0042] 【实施例8】

[0043] 反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为15m/s，水碳比为
1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1500mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。产品气为富含甲烷的合成气，出口合成气中CH4浓度30.3％，出口碳转化率达到96.3％。

[0044] 【实施例9】

[0045] 反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为7m/s，水碳比为
1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1500mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。产品气为富含甲烷的合成气，出口合成气中CH4浓度26.8％，出口碳转化率达到96.9％。

[0046] 【实施例10】

[0047] 反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为
1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力0.1MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1500mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。产品气为富含甲烷的合成气，出口合成气中CH4浓度22％，出口碳转化率达到94.5％。

[0048] 【实施例11】

[0049] 反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为
1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力6.5MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1500mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。产品气为富含甲烷的合成气，出口合成气中CH4浓度25.3％，出口碳转化率达到97.2％。

[0050] 【实施例12】

[0051] 反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为
1mol/mol，反应温度为1000℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1500mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。产品气为富含甲烷的合成气，出口合成气中CH4浓度31.2％，出口碳转化率达到98.7％。

[0052] 【实施例13】

[0053] 反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为
1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1500mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的20％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。产品气为富含甲烷的合成气，出口合成气中CH4浓度27.5％，出口碳转化率达到97.7％。

[0054] 【实施例14】

[0055] 反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为
1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1500mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的1％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。产品气为富含甲烷的合成气，出口合成气中CH4浓度21.5％，出口碳转化率达到96.5％。

[0056] 【实施例15】

[0057] 反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为
4mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1500mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。产品气为富含甲烷的合成气，出口合成气中CH4浓度22％，出口碳转化率达到98.3％。

[0058] 【实施例16】

[0059] 反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为
0.2mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1500mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。产品气为富含甲烷的合成气，出口合成气中CH4浓度24％，出口碳转化率达到94.2％。

[0060] 【实施例17】

[0061] 反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为
1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1500mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为4.5。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。产品气为富含甲烷的合成气，出口合成气中CH4浓度29.2％，出口碳转化率达到91.9％。

[0062] 【实施例18】

[0063] 反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为
1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1500mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的20％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为2。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。产品气为富含甲烷的合成气，出口合成气中CH4浓度26.6％，出口碳转化率达到93.9％。

[0064] 【实施例19】

[0065] 反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为
1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1500mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的45％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。产品气为富含甲烷的合成气，出口合成气中CH4浓度27.8％，出口碳转化率达到93.2％。

[0066] 【实施例20】

[0067] 反应流程与实施例1相同。实验选用内蒙褐煤，将其破碎制1mm以下得到粉煤并与5％的碳酸钾催化剂混合。细反应器直径为50mm，高度为3000mm，线速为2m/s，水碳比为
1mol/mol，反应温度为800℃，反应压力2MPa；粗反应器直径为75mm，高度为1500mm，反应温度为650℃，反应压力2MPa。催化剂的负载量占原煤质量的5％。循环合成气气量占气化装置出口合成气总量的10％，循环合成气内氢气与一氧化碳的比值为1。由于分离效率较高，离开分离设备的颗粒非常少，因此快速反应器选择管式反应器，操作温度为850℃。产品气为富含甲烷的合成气，出口合成气中CH4浓度23.7％，出口碳转化率达到97.4％。【比较例1】[0068] 采用现有技术中多层流化床催化气化制富甲烷气体的工艺中的气化反应装置，选用内蒙褐煤，粒径小于1mm，催化剂为15％的碳酸钾，操作压力2MPa，操作温度700℃，气相线速度1.2m/s。实验得到的出口气体组分中CO+H2含量60.2％，甲烷含量7.9％，碳转化率
55％。

[0069] 【比较例2】

[0070] 采用现有技术中鲁奇炉为煤制甲烷工艺中煤气化反应装置，选用内蒙褐煤，粒径小于1mm，催化剂为15％的碳酸钾，操作压力2MPa，操作温度700℃，气相线速度1.2m/s。实验得到的出口气体组分中CO+H2含量64％，甲烷含量14.1％，碳转化率91.7％。

[0071] 表1

[0072]

[0073] 续表1

[0074]

[0075]

[0076] 续表1

[0077]

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