从煤和生物质制备固体、液体和气体产物的系统以及使用所述系统的方法

摘要

本申请涉及从煤和生物质制备固体、液体和气体产物的系统以及使用所述系统制备固体、液体和气体产物的方法，其中系统操作仅依赖于上述系统中产生的热在热解炉和气化炉之间的完整循环以及在没有将任何外源性热供入上述系统情况下热平衡的实现，因此大大提高了该系统的热效率，并可从所述系统中省去高成本的热辐射合成气冷却器(RSC)，其中激冷单元和喷入气化炉内合成气流出口附近区域中的激冷介质将合成气流激冷，从而允许将来自激冷单元或气化炉的合成气供入热解炉中，由此保证将热解炉的操作温度控制在热解反应所需的范围内，而无需热解反应的外部热源。

说明书

技术领域

本发明涉及从煤和生物质制备固体、液体和气体产物的系统以及使用所述系统制备固体、液体和气体产物的方法，更具体地，涉及从煤和生物质制备固体、液体和气体产物的系统以及使用所述系统制备固体、液体和气体产物的方法，其中系统操作仅依赖于在上述系统中产生的热在热解炉和气化炉之间的完整循环以及在没有将任何外源性热供入上述系统的情况下热平衡的实现。 

背景技术

煤或生物质热解需要供应能量以去除水和提取挥发物进而获得热解产物。Encoal工艺由产生的热燃料气体供应能量。Lurgi工艺由在气化炉底部注入氧气燃烧一定量的煤供热。 

例如美国专利4578175公开了使粉碎的煤在包括快速热解和热解焦流化床气化的工艺组合中反应，其中通过管线将来自气化炉的部分热焦连续加入热解炉中以提供热解热。取决于具体设备的热损失和管线大小等，以在所述管线中的焦流量与煤流量之比表示的供入热解炉中的固体的重量比可在约1.5∶1至约4∶1之间变动。 

例如美国专利5401364提供了用工艺过程中衍生的热值变化可控的气体燃料热处理非结块、非焦化煤的方法，其中将工艺过程中衍生的离开分离系统的气体燃料与辅助燃料和空气混合并在第一燃烧器中燃烧，从而产生具有所需化学物质的燃烧产物，然后将燃烧产物再与工艺过程中衍生的气体燃料混合以调和燃烧产物进而获得其随后引入热解炉中所需的出口温度和质量流速。 

US 4704135公开了将煤转化为气体、液体和固体产物的装置，其中在 至少约260℃的温度下、在含氢气体存在下使煤进行热解反应；在至少约482℃的温度下使所得固体残留物与氧气和蒸汽进行气化反应，从而产生热解反应所需的含氢气体和生成固体产物。将在气化反应中产生的热传递给热解反应，从而除控制通过热解反应室的气体温度的装置外，所述设备不需要任何外源性热。将在热解反应中产生的气体部分冷却获得液体和气体产物，上述气体部分优选先进行Fischer-Tropsch反应。 

上述现有技术具有如下缺点：虽然热解热可部分或全部来自在气化反应中产生的热，但不可能实现在所述系统中产生的热在热解炉和气化炉之间的完整热循环，因为只是将在气化反应中产生的部分最终产物循环至热解炉中，上述部分带有的用于热解反应的热是放出的气化热的一部分而非全部；由于只是将在气化反应中产生的部分最终产物循环至热解炉中，仍需要高温气化产物的冷却器以将上述剩余的最终产物冷却，因此不能省去非常昂贵的气化产物冷却器，且上述系统的操作和维护的成本和复杂程度非常高；尤其是例如US 4704135公开的装置将热解炉和气化炉结合在一起，其只是在常压或低压和低温而非工业化工艺的高压和高温下操作，此外，593-871℃的气化温度的确不是真正的工业工艺气化温度，因为在该温度下仅发生微弱和少量的气化反应，从而在该气化反应中产生的热非常有限。 

在气化中，从气化炉出来的合成气可高达1100-1600摄氏度。为了将来自气化反应的产物冷却和回收高温合成气带有的能量，人们不得不建造非常昂贵的热辐射合成气冷却器(RSC)。实际上，RSC的成本通常比气化炉本身还要高几倍。理由是显而易见的，因为RSC需要特种材料以在具有H₂、CO、H₂S、蒸汽和CO₂等的还原环境中耐受高于约1400摄氏度的高温和高达60巴的压力。此外，RSC结垢可大大降低传热效率。 

工业现行的另外一种合成气冷却方法为激冷，直接用大量水把高温合成气快速冷却到饱和温度，随操作压力不同，一般为300～400摄氏度。该种冷却方式把高温气体直接降至低温，虽然造价比合成气冷却器低，但是在冷却过程中损失大量热量，使系统的能量效率大大降低。 

US 5713312、US 7587995和US 2003/0089038公开了几种具有不同结 构和不同操作条件的合成气冷却器；US 7730616公开了在气化炉中将合成气冷却的方法，然而上述冷却器和冷却合成气的方法仍具有上述不足，包括操作和维护成本高。上述文献在此全文引入以作参考。 

到目前为止，不存在一种从煤制备固体、液体和气体产物的工业系统或方法，其中其操作仅依赖于在上述系统中产生的热在热解炉和气化炉之间的完整循环，以及在没有将任何外部热源的热供入上述系统的情况下实现热平衡。 

发明概述 

针对上述现有技术中存在的不足，本申请的发明人目的在于从将煤和生物质转化为固体、液体和气体产物的现有系统或方法中省去非常昂贵的热辐射合成气冷却器，同时确保热解热全部由放出的气化热供应，实现在所述系统中产生的热在热解炉和气化炉之间的完整循环，在没有将任何外部热源的热供入所述系统中的情况下实现所述系统的热平衡。本申请的发明人令人惊讶地发现上述本发明目的可通过将高温气化产物流激冷并将所得温度降低的气化合成气再循环至热解炉中实现。 

上述本发明的系统或方法可省去非常昂贵的热辐射合成气冷却器(RSC)，而不会对其操作和最终产物带来任何不利影响，因此大大提高了其操作热效率，相反其操作和维护成本显著降低。 

本发明的一个目的是提供从煤和生物质制备固体、液体和气体产物的系统，其中系统操作仅依赖于在所述系统中产生的热在热解炉和气化炉之间的完整循环以及在没有将任何外部热源的热供入上述系统的情况下热平衡的实现。 

本发明的另一目的是提供通过使用上述所述系统从煤和生物质制备固体、液体和气体产物的方法。 

本发明第一方面提供了从煤制备固体、液体和气体产物的系统，所述系统包括： 

i)煤粉碎机和任选的煤干燥器； 

ii)第一锁斗系统 

iii)煤热解炉； 

iv)第二锁斗系统 

v)煤气化炉； 

vi)与热解炉连接的焦油回收单元； 

其特征在于，所述系统还含有： 

vii)激冷单元； 

viii)固体气体分离器； 

上述部件i)-v)和vii)-viii)通过管线依次连接，和 

ix)通过上述激冷单元和固体气体分离器的用于将气化炉与热解炉连接在一起的管线； 

其中用于将气化炉与热解炉连接在一起的管线和激冷单元允许将来自激冷单元或气化炉的合成气供入热解炉中，由此保证将热解炉的操作温度控制在热解反应所需的范围内，而无需热解反应的外部热源。 

在上述系统中，所述激冷单元可优选地为部分激冷单元，在该部分激冷单元中，包括合成气流和液态渣的气化产物流的温度被降低至足以使液态渣变为固体的温度或更低的温度，所述部分激冷单元可更优选地包括用于另外将水加入和/或将来自焦油回收单元的部分最终合成气供入所述激冷单元的管线和喷嘴。所述第二锁斗系统可用焦浆槽和与所述槽连接的泵代替，优选将水加入所述焦浆槽中形成焦浆。 

在上述系统中，所述固体气体分离器可为旋风机、旋风机级联、隔膜和/或过滤器，所述系统还可包括与热解炉和第二锁斗系统或煤浆槽之间的管线连接的煤去活冷却器以将来自热解炉的部分焦冷却从而制备提质煤。优选，所述焦油回收单元为冷凝器，在气化炉中产生的炉渣最后排入水槽中以进行水淬处理。 

上述系统还可包括用于将来自所述焦油回收单元的部分最终合成气燃烧，然后将燃烧产物供入热解炉中以向热解反应提供热的合成气燃烧器。 

在上述系统上，所述气化炉可含有氧气和/或空气入口以及任选的蒸汽入口。 

本发明第二方面提供了从煤制备固体、液体和气体产物的系统，所述 系统包括： 

i)煤粉碎机和任选的煤干燥器； 

ii)第一锁斗系统 

iii)煤热解炉； 

iv)浆料槽 

v)泵 

vi)煤气化炉； 

vii)与热解炉连接的焦油回收单元； 

其特征在于，所述系统还含有： 

viii)激冷单元； 

ix)固体气体分离器； 

上述部件i)-vi)和viii)-ix)通过管线依次连接在一起，和 

x)通过上述激冷单元和固体气体分离器的用于将气化炉与热解炉连接在一起的管线； 

其中用于将气化炉与热解炉连接在一起的管线和激冷单元允许将来自激冷单元或气化炉的合成气供入热解炉中，由此保证将热解炉的操作温度控制在热解反应所需的范围内，而无需热解反应的外部热源。 

本发明第三方面提供了从煤制备固体、液体和气体产物的系统，所述系统包括： 

i)煤粉碎机和任选的煤干燥器； 

ii)第一锁斗系统 

iii)煤热解炉； 

iv)浆料槽 

v)泵 

vi)气化炉； 

vii)与热解炉连接的焦油回收单元； 

其特征在于，所述系统还含有： 

viii)固体气体分离器； 

上述部件i)-vi)和viii)通过管线依次连接在一起，和 

ix)经过上述固体气体分离器的用于将气化炉与热解炉连接在一起的管线；其中用于将气化炉与热解炉连接在一起的管线以及将激冷介质喷入气化炉内合成气流出口附近区域中以将合成气流激冷，从而允许将来自气化炉的合成气供入热解炉中，由此保证将热解炉的操作温度控制在热解反应所需的范围内，而无需热解反应的外部热源。 

在本发明中，所述“气化炉内合成气流出口附近区域”是指激冷介质喷入该区域中既不会影响气化炉内气化反应的顺利进行，又可最有效地对流经所述合成气流出口的合成气流进行激冷，特别是部分激冷的区域。 

本发明第四方面提供了从煤制备固体、液体和气体产物的系统，所述系统包括： 

i)煤粉碎机和任选的煤干燥器； 

ii)第一锁斗系统 

iii)煤热解炉； 

iv)第二锁斗系统 

v)煤气化炉； 

vi)与热解炉连接的焦油回收单元； 

其特征在于，所述系统还含有： 

vii)固体气体分离器； 

上述部件i)-v)和vii)通过管线依次连接在一起，和 

viii)经过上述固体气体分离器的用于将气化炉与热解炉连接在一起的管线； 

其中用于将气化炉与热解炉连接在一起的管线以及将激冷介质喷入气化炉内合成气流出口附近区域中以将合成气流激冷，从而允许将来自气化炉的合成气供入热解炉中，由此保证将热解炉的操作温度控制在热解反应所需的范围内，而无需热解反应的外部热源。 

在上述本发明第一至于第四方面的系统中，所述热解炉的操作温度可为约300-700℃，优选约300-600℃，最优选约300-500℃，操作压力可不大于约95-99巴、例如约75-79巴，优选不大于约50巴，最优选不大于约45巴；同时所述气化炉的操作温度可为1100-1700℃，优选1200-1600℃， 最优选1200-1500℃，操作压力可不大于约100巴、例如约80巴，优选不大于约55巴，最优选不大于约50巴，所述热解炉的操作压力一般可比所述气化炉的操作压力低约1-5巴。 

在上述本发明第一至第四方面的系统中，温度低于约900℃的合成气可在固体气体分离后进入所述热解炉中。 

在上述本发明第一至第四方面的系统中，在第一锁斗加压系统与热解炉之间，可加入额外干燥器，将进入热解炉的煤料干燥至含水量小于5％，干燥温度80-250摄氏度，优选100-250摄氏度，更优选120-200摄氏度。 

在上述本发明第一至第二方面的系统中，可省去激冷单元，将激冷介质喷入气化炉内合成气流出口附近区域中以将合成气流激冷，所述激冷介质包括水、合成气和/或二氧化碳。 

本发明第五方面提供了从煤制备固体、液体和气体产物的方法，所述方法依次包括以下步骤： 

a)将煤粉碎和任选干燥获得粉碎和任选干燥的煤； 

b)将粉碎和任选干燥的煤供入第一锁斗系统以将所述煤加压； 

c)将加压后的煤供入热解炉中，并在热解炉中将煤热解为热解气流和焦； 

d)将在热解炉中产生的焦供入第二锁斗系统中以将所述焦进一步加压或供入浆料槽中； 

e)将进一步加压的焦或通过泵加压的焦浆料供入气化炉中，并在气化炉中将所述进一步加压的焦或所述焦浆料气化成合成气流和炉渣； 

f)将所述合成气流和炉渣由气化炉供入激冷单元中或将激冷介质喷入气化炉内合成气流出口附近区域中以将合成气流激冷，从而将所述合成气流的温度降低至低于气化炉的操作温度但高于热解炉的操作温度的范围内； 

g)任选将炉渣从激冷单元或气化炉供入水槽中以进行水淬处理； 

h)将合成气从激冷单元或气化炉供入固体气体分离器中以将其分离为固体飞灰和纯合成气； 

i)将纯合成气循环至热解炉中以使热解炉的操作温度保持在热解反应所需的范围内；和 

j)将纯合成气与热解气流一起从热解炉供入焦油回收单元中以将其分离为最终合成气和焦油， 

其中将纯合成气供入热解炉中，由此保证将热解炉的操作温度控制在热解反应所需的范围内，而无需热解反应的外部热源。 

在上述方法中，可优选在激冷单元中将所述合成气流部分激冷，所述方法还可包括不将来自热解炉的部分焦供入第二锁斗系统或浆料槽中，而是冷却去活以获得提质煤，其中将氧气和/或空气以及任选的蒸汽供入气化炉中。 

在上述方法中，可将水和/或来自焦油回收单元的最终合成气的一部分供入激冷单元以将合成气流激冷，可燃烧来自所述焦油回收单元的部分最终合成气，然后将燃烧产物供入热解炉以向热解反应提供热。 

在上述方法中，可不将气化炉中的所述合成气料流供入激冷单元中，而是将激冷介质喷入气化炉内合成气流出口附近区域中以将合成气流激冷，从而可将来自气化炉的合成气流直接供入固体气体分离器中，激冷介质可包括合成气、水和/或二氧化碳。 

在上述方法中，在气化炉中产生的合成气流可在气化炉中向上或向下流动，所述粉碎和任选干燥的煤的粒度分布取决于气化炉的要求。 

在上述方法中，可将煤直接液化催化剂如便宜的FeS或FeS_(1-X)(其中1-X为约0.7-0.9)加入热解炉中以将焦油转化为合成油，也可将用于水煤气反应的高温酸性反应催化剂加入热解炉和/或气化炉中，尤其是热解炉的底部。 

在本发明中，由于只是将热焦而非所有煤气化，气化炉中的氧消耗明显更小，因此所用空气分离单元较小，这又导致成本大大降低。特别是，通过将高温气化产物流部分激冷和将所得温度降低的合成气再循环至热解炉中，不仅避免了使用非常昂贵的热辐射合成气冷却器，而且在循环合成气与粉碎和任选干燥的煤之间发生热交换从而将至少大部分或甚至几乎所有热解反应所需的热从循环合成气传递给待热解的煤，结果大大提高了所述系统和方法的热效率。 

附图描述 

图1示出了本发明系统和方法的第一个实施方案，所述实施方案使用向下流动的干物料气化炉，其中通过另外将水加入激冷单元中将高温气化产物流部分激冷。 

图2示出了本发明系统和方法的第二个实施方案，所述实施方案使用向下流动的物料气化炉，其中通过另外将来自焦油回收单元的循环合成气和任选的水加入激冷单元中将高温气化产物流部分激冷。 

图3示出了本发明系统和方法的第三个实施方案，所述实施方案使用向下流动的干物料气化炉，其中通过将激冷介质喷入气化炉内合成气流出口附近区域中将高温合成气流激冷，且合成气料流在气化炉中向上流动。 

图4示出了本发明系统和方法的第四个实施方案，所述实施方案与图2所示相同，只是用浆料槽和与所述槽连接的泵代替第二锁斗系统。 

图5示出了本发明系统和方法的第五个实施方案，所述实施方案与图3所示相同，只是用浆料槽和与所述槽连接的泵代替第二锁斗系统。 

图6示出了本发明系统和方法的第六个实施方案，所述实施方案使用干物料向下流动的气化炉，其中用水将高温气化产物流在激冷单元中部分激冷，并将来自焦油回收单元的部分最终合成气在合成气燃烧器中燃烧的产物供入热解炉中，以向热解反应供热。 

为清楚起见，将部件/单元或供入/取出的材料及其标号列在下表中。 

表1 

实施本发明的具体方式 

在附图中，相同标号代表相同或类似的部件或单元或者相同或类似的待供入或取出的材料。 

针对图1-6的内容，应当理解的是：为了清楚之目的，没有提供某些部件或装置构造的细节，因为此类细节是常规的且在下文阐述本发明时为本领域技术人员所熟知。此外，为了清楚地图示和描述本发明，还省略了在化学工艺领域中常规和标准的许多控制或监测装置。 

可参考通常详细描述各种装置和工艺条件的任何化学文献。例如，在图1-6中，粉碎机和任选的干燥器10、煤热解炉20、焦油回收单元23、焦去活冷却器27以及气化炉30可为任何已知的市售装置或部件，只是如果需要本领域技术人员可改进此类装置或部件以将其用于本文所讨论的本发明中。 

在本发明中使用的术语“部分激冷”应理解为指与常用于工业实践中的完全激冷相比，只使用不足量的激冷介质如水，从而使高温气化产物流的温度确实降低，但所述温度仍高于热解炉的操作温度。例如，在气化产物流的温度为例如1200-1600摄氏度的情况下，将该气化产物流部分激冷导致气化产物流的温度低于950摄氏度，特别低于900摄氏度，优选低于 800摄氏度，更优选低于750摄氏度，但所述温度仍高于为300-700摄氏度的热解炉的温度。 

对于上述“部分激冷”的温度不做特性的限制，但该温度应当理解为使包括合成气流和液态渣的气化产物流冷却至足以使液态渣变为固体的温度或更低的温度。 

如图1所示，作为本发明的第一个示例性实施方案，从煤制备固体、液体和气体产物的系统主要包括粉碎机和任选的干燥器10、热解炉20、气化炉30、激冷单元40以及包括旋风机和过滤器在内的固体气体分离器50，在所述系统中通过经由水管线41另外将水加入激冷单元40中将高温气化产物流37部分激冷，然后在经由固体气体分离器50分离以去除固体飞灰51后，将所得温度降低的纯合成气52循环至热解炉20中以向热解反应提供热，并使热解炉20的操作温度保持在热解反应所需的范围内。 

可将煤11沿着常规连续传送带(没有示出)、经料斗升降机、振动式输送机、气动或任何其它合适方式输送至如图1所示的粉碎机和任选的干燥器10中。用于本发明中的煤11可为任何种类的原煤、石油焦和/或含碳生物质。本发明所用粉碎机和任选的干燥器10是本领域常规和众所周知的。粉碎机10首先将供入的煤11粉碎或研磨成合适的粒度。然后任选的干燥器加热粉碎的煤以降低煤的含水量。一般将煤的温度控制为低于约120摄氏度，以便没有从煤中释放出明显量的甲烷和/或一氧化碳。 

实际上，粉碎和任选干燥的煤的粒度分布(PSD)取决于气化炉30的要求，不同种类的煤气化炉对上述PSD有不同要求，一般而言，其粒径优选为粉末大小至几分米。需要注意的是可不对煤11进行干燥，此时在热解炉20中去除煤11带有的水分。 

通过第一锁斗系统21将粉碎和任选干燥的煤加压，然后供入热解炉20中，热解炉为通常压力低于55巴的加压容器。煤在热解炉20中的停留时间一般为约15-45分钟，尤其约半小时。 

第一锁斗系统21以及下文提及的第二锁斗系统31为本领域技术人员所熟知并可商购。在本发明中，将热解炉20加压至比气化炉30的压力低优选约5巴的压力，即加压至约低于55巴，更优选低于50巴，最优选约 25-45巴的压力。 

煤在热解炉20中参与热解反应以去除其中的水分和挥发性物质，从而产生焦和热解气，热解气包含CO、H₂、CO₂、CH₄、H₂O和H₂S等。 

在热解炉20中，控制煤的温度及其在热解炉20中的停留时间以获得煤的某些所需性能、如更低的相对硫含量和更高的相对碳含量。优选地，煤的温度为300-700摄氏度。在煤在热解炉20中被处理的过程中，其中几乎所有剩余的游离水被去除，并发生化学反应生成热解气和焦26和29。热解炉20可为本领域已知的任何种类，例如间歇型热解炉或连续型热解炉，优选为流化床型热解炉。根据本发明，连续型热解炉是优选的。就用于热解反应的热解炉的更详细讨论，请参考美国专利4924785，其在此全文引入以作参考。 

然后在任何合适种类的焦油回收单元23中对约300-700摄氏度的在热解炉20中产生的热解气流和在气化炉30中产生的合成气流的混合物22进行进一步处理，并在其中以任何合适方式将其分离成最终合成气24和焦油25。上述焦油回收单元23可优选为冷凝器。由此获得的最终合成气24可按工业常规进一步处理或使用。此时，冷凝获得含水焦油，其中焦油含量为几乎90重量％，上述焦油也可按工业常规进行进一步处理。 

在任选或选择的情况下，可在去活冷却器27中将焦26、即在热解炉20中产生的部分焦进行去活冷却以获得提质煤28。例如，可将在热解炉20中产生的1/4-3/4的焦，优选1/4-1/2的焦供入去活冷却器27中以获得提质煤28。 

此外，通过第二锁斗系统31将焦29、即在热解炉20中生成的剩余部分的焦进一步加压，然后将其供入气化炉30中。一般而言，焦29在气化炉30中的停留时间可为几秒至几十秒。 

在本发明中，将气化炉30加压至比热解炉20的压力高优选约5巴的压力，即加压至优选约低于60巴，更优选约低于55巴，最优选约30-50巴的压力。 

本发明所用气化炉30可为本领域常规和熟知的任何喂入型气化炉，例如Shell干物料气化炉。就另一种可用于本发明的示例性气化炉，请参考 美国专利7037473，其在此全文引入以作参考。可从气化炉30的顶部将待在气化炉30中气化的焦29、氧气和/或含氧气体32、尤其是富氧空气或通过空气分离单元(ASU)产生的氧气引入气化炉30中。因为在气化炉30中是将热焦29而非所有煤气化，因此气化炉30的氧气消耗明显更低，待安装的高成本空气分离单元也明显更小。可在气化炉30的顶部任选地将蒸汽33供入气化炉30中。经由第二锁斗系统31从热解炉20进入气化炉30中的焦29本身是含碳的，所述焦可与氧气32和/或任选的蒸汽33在高温和高压下反应生成包含CO、H₂、CO₂、CH₄、H₂O和H₂S等的合成气以及液体炉渣。一般从底部开口将主要由一氧化碳、二氧化碳、氢气(在将蒸汽33供入气化炉30的情况下生成)和液体炉渣组成的气化产物流37从气化炉30中排出。由于在气化炉30中发生的燃烧是放热的，所以气化炉30的温度迅速升高至约1200-1600摄氏度。为防止气化炉30内壁的温度太高和保护气化炉30的内壁以免过热，气化炉30本身装有水冷却器34以将其内壁冷却。输入的冷却水35经热交换后变为输出的蒸汽36并作为蒸汽33被循环至气化炉30中。 

然后可通过水管41另外将水加入激冷单元40中对气化产物流37进行激冷，优选部分激冷。更优选由喷嘴和水管41另外将水喷入激冷单元40中。此时，激冷主要用于将合成气和炉渣部分冷却，降低对下游设备的要求。在部分激冷的过程中，可将气化产物流37的温度从1200-1600℃降低至低于950摄氏度，例如优选低于900摄氏度，更优选约700-900摄氏度，最优选约750-900摄氏度。如图1所示，随后将来自激冷单元40的炉渣排入水淬槽45中以进行水淬处理，最终将水淬炉渣47从水淬槽中排出。也可将上述水淬处理获得的蒸汽作为蒸汽33循环至气化炉30中，或者循环用于其它用途，例如用作热解炉20的加热气流。在高达1600摄氏度的高温环境下，另外加入气化炉30中的蒸汽与焦和/或气化产物流37进一步反应生成更多氢气和甲烷。然后将激冷或部分激冷的、以及与炉渣分离的温度降低的合成气48从激冷单元40供入固体气体分离器50中以将纯合成气52和固体飞灰51分离，固体气体分离器可优选为旋风机、旋风机级联、隔膜和/或过滤器。 

应当注意的是用于激冷单元40和水淬槽45的水的温度一般可低于150℃，在某些具体情况下，可优选使用加压水。在上述两个装置中使用的水的量或速率应确保可在短时间如几秒钟至几分钟内将最初来自气化炉30的合成气48和炉渣47的温度分别从1200℃-1600℃降低至低于约950℃和从低于约950℃降低至低于约150℃。 

固体气体分离器50可为用于将固体或液体从气体中分离出来的常用装置并在本领域为人们所熟知。借助于固体气体分离器50，将温度降低的合成气流48分离成固体飞灰51和纯合成气52。在进入分离器50的底部、如旋风机的料腿之前，在包括旋风机在内的固体气体分离器50的下部将下落至分离器50底部、如旋风机的料腿的飞灰51用水进一步淬冷，从而避免堵塞分离器50的底部、如旋风机的料腿。用与当今工业中普通的锁斗相同的标准锁斗将水淬飞灰从包括旋风机在内的固体气体分离器50中排出。也可将水淬热飞灰产生的热蒸汽作为蒸汽33送至气化炉30中，或者循环用于其它用途，例如用作热解炉20的加热气流。用于水淬热飞灰的水的量或速率应确保可在短时间如几分钟至半小时内将飞灰的温度从低于约950℃降低至低于约150℃。经由纯合成气管线53将从固体气体分离器50如旋风机出来的低于约950℃的热纯合成气52循环至热解炉20中，优选立即或迅速循环至热解炉20的下部或底部。 

然后在热解炉20中在循环纯合成气52与粉碎和任选干燥的煤之间发生热交换，从而将循环纯合成气52带有的大部分热由其传递给待热解的煤。在热交换完成后，可将循环纯合成气流和热解气流的混合物22从热解炉20排出，接着在焦油回收单元23中将其分离为最终合成气24和焦油25。 

如上所述，上述系统由此可实现在上述系统中产生的热在热解炉和气化炉之间的完整循环，且在没有将任何外部热源的热供入上述系统中的情况下实现热平衡。 

为了使热解炉20保持其热解反应所需的操作温度和压力，需要调节煤11、焦29和26、纯合成气流52、热解气流和纯合成气流的混合物22的量、温度或速率以及第一锁斗系统的参数，可调节其中的一个或多个或甚至全 部以达到上述目的。这对于化学工艺和化学工程领域所属的技术人员是容易和明显的。 

同样地，为了使气化炉30保持其气化反应所需的操作温度和压力，需要调节焦29、含氧气体或氧气32、任选的蒸汽33和气化产物气体37的量、温度或速率以及第二锁斗系统的参数，调节其中的一个或多个或甚至全部以达到上述目的。例如，上述含氧气体或氧气32的量以纯氧计可为焦29的约10-30重量％，优选约15重量％，同时上述蒸汽33的量可为800-1200立方米/吨焦29，优选1000立方米/吨焦29。 

此外，为了将粉碎和任选干燥的煤供入热解炉20中和将焦29供入气化炉30中，第一锁斗系统21和第二锁斗系统31中的压力应分别比热解炉20或气化炉30中的操作压力高或与之相同。 

如图2所示，作为本发明第一个示例性实施方案的替换方案，可由循环合成气43的管线44将循环合成气43、即来自焦油回收单元23的最终合成气24的一部分供入激冷单元40中以将气化产物流37激冷或部分激冷，同时也可由水管41任选地将水供入激冷单元40中以进行激冷或部分激冷。在进入激冷单元40之前可通过气体压缩机42将循环合成气43加压，且其温度约为室温至250℃。通过循环合成气43和/或水的作用，可将来自激冷单元40的合成气48的温度从1200-1600℃降低至约低于950℃。 

如图4所示，根据本发明第二个示例性实施方案，提供了从煤制备固体、液体和气体产物的系统。上述第一个示例性实施方案或其替换方案和现在第二个示例性实施方案之间的差别在于用浆料槽55和与上述浆料槽55连接的泵57代替第二锁斗系统31。可将水供入浆料槽55中以与焦29一起形成水焦浆，可通过上述泵57将水焦浆进一步加压，然后将其供入气化炉30中。用于浆料槽55的水的温度可约为室温至150℃，在某些特定情况下，可应用加压水，那样其温度远高于120℃。 

上述水焦浆的焦/水体积比优选为约0.5-0.7/0.5-0.3，更优选约0.6/0.4，压力优选为约30-50巴，更优选约40巴。来自热解炉20的焦29的温度一般为约300℃-700℃，为了形成具有上述焦/水比和上述压力的上述水焦浆，必须通过众所周知的冷却器或热交换器(在图4中未示出)将来自热解炉20 的焦29冷却以达到低于约300℃，也可将上述冷却处理产生的热或蒸汽作为蒸汽33循环至气化炉30中，或可用于例如热解炉20的加热气流。 

在另一种方式中，可将形成具有上述焦/水体积比和上述压力的上述水焦浆所需的水的量约2-4倍，优选3倍的水供入浆料槽55中，由此制备上述水焦浆料以及具有约150℃高温和约30-50巴，优选40巴高压的蒸汽，且上述蒸汽的量可为上述水焦浆料所需水的量的几倍，优选约2倍。此时，可从上述系统中省去上述冷却器或热交换器，且也可将在上述过程中产生的高温和高压蒸汽作为蒸汽33循环至气化炉30中，或可用于例如热解炉20的加热气流。 

如图5所示，根据本发明的第三个示例性实施方案，提供了从煤制备固体、液体和气体产物的系统。上述第二个示例性实施方案和现在第三个示例性实施方案之间的差别在于从本发明系统中省去激冷单元40，而将激冷介质喷入气化炉内合成气流出口附近区域中以将合成气流激冷，由此将来自气化炉30的低于约950℃的合成气48在进行固气分离后直接供入热解炉20中。上述激冷介质可优选为合成气、水和/或二氧化碳等，其量、速率和温度应确保可将合成气48的温度从1200-1600℃降低至低于约950℃。 

在气化炉30中产生的合成气可向上流动，这意味着可将水焦浆料、含氧气体和/或氧气、和/或任选的蒸汽从下部供入气化炉30中，且可将合成气48从上部排出气化炉30。同时仍可将在气化炉30中产生的炉渣从气化炉30的底部排出以进行水淬处理。 

如图3所示，根据本发明的第四个示例性实施方案，提供了从煤制备固体、液体和气体产物的系统。上述第三个示例性实施方案和现在第四个示例性实施方案之间的差别在于用第二锁斗系统31代替浆料槽55和与上述浆料槽55连接的泵57。 

在本发明的第四个示例性实施方案中，第二锁斗系统31的参数如前所述，为了清楚和简洁表达，此处省略关于它的更具体描述。 

如图6所示，作为本发明第一个示例性实施方案的另一种替换方案，上述系统还可包括用于将来自所述焦油回收单元23的最终合成气24的一 部分燃烧，然后将燃烧产物供入热解炉20中以提供热解反应所需热的合成气燃烧器60。 

必须说明的是上述合成气燃烧器60是任选或选择性的，其在操作上述本发明系统的初始阶段或上述系统的操作遇到技术或机械上的故障时非常有用。 

上述煤指所有种类的煤、含碳生物质、石油焦、碳质固体废弃物和/或碳质泥以及碳质渣等。 

在将蒸汽供入气化炉的情况下，如果将用于水煤气反应的高温酸性反应催化剂加入热解炉或气化炉中、例如热解炉底部，则会转换更多的CO和H₂，从而驱动下游加氢气化反应。 

如果在高温和高压下将煤直接液化催化剂如FeS加入热解炉中，热解炉中的焦油气体可与上述催化剂反应生成加氢焦油即合成油。可通过上述众所周知的焦油回收单元将上述合成油回收，且上述油的产率比焦油的产率高。 

在上述情况下，纯合成气流和热解气流的混合物一般包含合成气的常见组分、甲烷和轻质烃如C₁-C₂和C₃等。该混合物可通过甲烷化催化剂床反应以形成真正的合成天然气(SNG)，或通过F-T型催化剂床反应以将合成气组分转化为烃液体或甲醇。另一个选择是将烃分离出来，剩余的合成气组分可全部变换为H₂以在下游将烃液体进一步提质为更好的燃料。 

实施例

实施例1

现参考图1，提供根据上述第一个示例性实施方案的以下实施例1。 

用已知的粉碎机将烟煤原料粉碎至以下粒度分布(PSD)： 

99重量％的煤的粒径＜250μm； 

100重量％的煤的粒径＜500μm； 

并通过已知的干燥器将其干燥至含水量低于12重量％；灰分含量＞1重量％，灰分的熔融温度＜1500℃；煤热值为约20900焦耳/克。干燥的煤温度低于120℃，干燥器的热源来自热解炉或激冷单元等的热气。 

首先将上述粉碎和干燥的煤供入已知的第一锁斗系统中，将其加压至稍高于35巴、如36巴或37巴，然后供入已知的流化床型热解炉中以进行热解反应。热解炉的操作压力为约35巴，操作温度为约350-400℃。 

在热解炉运行的初始阶段，通过任何外部热源、如由燃烧喷嘴喷入热解炉中的高温、高压合成气将上述热解炉加热至约350-400℃。一旦将最初来自气化炉的纯合成气提供的热随纯合成气供入热解炉中且足以支持在350-400℃下连续进行热解反应时，则立即停止外源供热。 

在约350-400℃的温度和约35巴的压力下，粉碎和干燥的煤参与热解反应生成热解气流和焦。粉碎和干燥的煤在热解炉中的停留时间为约半小时。 

将来自热解炉的约2/3的焦供入已知的第二锁斗系统中，进一步加压至稍高于40巴、如41巴或42巴，然后将其供入已知的GSP型气化炉中以进行气化反应，通过任何已知的去活冷却器将来自热解炉的另外约1/3的焦冷却至低于75℃以获得化学稳定的提质煤，测得其热值达到约28000焦耳/克。因此通过热解反应大大提高了煤的热值。 

除了将焦从第二锁斗系统加入气化炉中外，还通过使用混合喷嘴将氧气和蒸汽供入气化炉中，气化炉的操作温度为约1430℃，操作压力为约40巴。在气化炉运行的初始阶段，通过燃烧喷嘴将气化炉加热至约1430℃。供入为高温、高压容器的气化炉中的焦参与气化反应，生成包括合成气流和液态炉渣的气化产物流。上述焦在气化炉中的停留时间为约2-10秒。 

上述氧气的量以纯氧计为来自第二锁斗系统的上述焦的约15重量％，同时上述蒸汽的量为约1000立方米/吨来自第二锁斗系统的焦。然后将约1430℃和约40巴的气化产物流从气化炉供入激冷单元中以进行部分激冷，同时用高压喷嘴和水管将约150℃的水喷入激冷单元中，上述水的量应确保包括合成气流和液态炉渣的气化产物流的温度从约1430℃降低至约800℃，可将在部分激冷中产生的蒸汽用于任何其它用途。激冷过程中液态炉渣被冷却，成为玻璃态固体，然后将其排入水淬槽中进行水淬处理，最后经锁斗将水淬炉渣从水淬槽中排出。同时，也可将在水淬过程中产生的蒸汽用于任何其它用途。 

然后将约800℃与液态炉渣分离的合成气流供入已知的工业旋风机中分离出飞灰，在进入旋风机的料腿之前，在旋风机的下部用水将与合成气流分离的热飞灰淬冷，以避免堵塞旋风机料腿。同样，也可将在水淬冷飞灰过程中产生的蒸汽用于任何其它用途，例如用于干燥上述原煤。 

将约800℃与飞灰分离的纯合成气流供入热解炉中，其量应确保热解炉的操作温度和操作压力分别保持在约350-400℃和35巴。 

在纯合成气流与粉碎和干燥的煤进行热交换之后，纯合成气流的温度从约800℃降低至约350-400℃，并形成纯合成气流和在热解炉中产生的热解气流的混合物。 

然后将纯合成气流和热解气流的混合物从热解炉中排出并供入已知的包括冷凝器在内的焦油回收单元中以将其分离为最终的合成气和焦油。上述冷凝器将上述混合物冷却至约25℃-85℃，以将其分离为最终的合成气和含水焦油。根据冷凝温度的不同，焦油中的含水量会有所变化。 

工艺参数以及对热解炉和气化炉原料的限制一般取决于热解炉和气化炉的具体型号所规定的要求，此类数据对于任何普通技术人员来说均是显而易见的，并可通过查阅各种热解炉和气化炉的操作手册以及参阅现有技术中的文献而轻易地获得。 

以下述组分重量％计，烟煤化学组成如下： 

表2 

  C   H   O   N   S   灰分   挥发分   83-87   5.5-5.7   5-10   1.5-5.5   1   18   21 

以干燥基质量为准 

烟煤原料的热值为约20900焦耳/克。 

以下述组分重量％计，提质煤化学组成如下： 

表3 

  C   H   O   N   S   灰分   挥发分   H₂O   94-96   1-4.4   0.4-0.7   0.5-0.7   0.7-1.0   16   1.9   ＜2 

提质煤的热值为约28000焦耳/克。 

以摩尔％计，所得最终合成气化学组成如下： 

表4 

  CO   H₂  CO₂  CH₄  H₂S   H₂O   36.6-45.4   22-25.4   12-13   3-5   0.8-1.2   16.8-18.8 

最终合成气的热值为15700千焦耳/立方米。 

以重量％计，所得焦油主要化学组成物质如下： 

表5 

经元素分析，以重量％计，所得焦油元素组成如下： 

表6 

 PT   C   H   N   S   O   H/C原子比  350-400℃   82.46   9.44   0.66   0.17   7.27   1.37 

PT指热解温度。 

在上述实施例1中，气化的碳转化率为约99.5％；气化效率为约81.5％；气化热效率为约97％。 

实施例2

现参考图5，详细描述根据上述第三个示例性实施方案的以下实施例2。 

在实施例2中，烟煤原料和对其的限制与实施例1相同，热解炉为流化床型热解炉，其操作温度和压力分别为约450-500℃和约40巴；另一方面，气化炉为水煤浆进料上行气化炉、例如E-gas型气化炉，其操作温度和压力分别为约1480℃和约45巴。粉碎和干燥的煤在热解炉中的停留时间为约27分钟。 

在约40巴的压力下将来自热解炉的约3/4的焦供入浆料槽中以形成焦/水体积比约为0.6/0.4的水焦浆料，将数量为形成具有上述焦/水体积比的水焦浆料所需水量约三倍的水加入上述浆料槽中，其中2/3的水变为高温和高压的蒸汽，该蒸汽可用于任何加热或激冷目的，例如作为在气化炉中 产生的合成气的激冷介质。随后从下部用泵和混合喷嘴将所得水焦浆料与氧气一起供入气化炉中。 

上述水焦浆料在气化炉中进行气化反应的停留时间为约4-8秒。在气化炉中产生的合成气流向上流动到达气化炉的顶部并从所述顶部排出，因此在所述顶部存在一个合成气流的出口，将作为激冷介质的约45巴和约150℃的加压水流喷在气化炉内上述合成气流出口附近区域中，上述水的量应确保将合成气流的温度从约1480℃降低至约850-900℃。然后将从气化炉出来的温度降低的合成气流直接供入旋风机中以将纯合成气和飞灰或炉渣残留物分离。 

通过已知的去活冷却器将来自热解炉的另外约1/4的焦冷却至约75℃，从而将其变成化学稳定的提质煤。 

以下述组分重量％计，提质煤化学组成如下： 

表7 

  C   H   O   N   S   灰分   挥发物   H₂O   94-96   1.7-4.3   0.5-0.7   0.6-0.7   0.6-0.9   15.6   1.4   ＜2 

提质煤的热值为约28500焦耳/克。 

以摩尔％计，所得最终合成气的化学组成如下： 

表8 

  CO   H₂  CO₂  CH₄  H₂S   H₂O   32.3-42.4   22.8-26.2   12.7-13.9   3.5-5.6   0.9-1.1   17.7-20.9 

最终合成气的热值为17700千焦耳/立方米。 

以重量％计，所得焦油的主要化学物质组成如下： 

表9 

经元素分析，以重量％计，所得焦油元素组成如下： 

表10 

  PT   C   H   N   S   O   H/C原子比 

[0203] 

  450-500℃   81.66   8.85   0.77   0.22   8.50   1.30 

PT指热解温度。 

在实施例2中没有指出的热解和气化的必要工艺参数和实验数据与实施例1相同，除非另有说明。 

在上述实施例2中，气化的碳转化率为约99.7％；气化效率为约82.3％；气化热效率为约98.3％。 

实施例3

现参考图1，提供根据上述第一个示例性实施方案的以下实施例3。 

原煤为某褐煤，含水量31％，经分析得到热值为19.33MJ/Kg。通过已知粉碎机将原煤粉碎至以下粒度分布(PSD)： 

80重量％的煤的粒径＜250μm； 

100重量％的煤的粒径＜500μm； 

并通过已知干燥器将其干燥至含水量低于8重量％；干燥的煤温度低于150℃，干燥器的热源为来自热解炉或激冷单元等的热气。 

首先将上述粉碎和干燥的煤以每小时100-120吨的流量供入已知的第一锁斗系统中，将其加压至稍高于35巴、如36巴或37巴，然后供入已知的流化床型热解炉中以进行热解反应。热解炉的操作压力为约35巴，操作温度为约350-400℃。 

在热解炉运行的初始阶段，通过任何外部热源、如由燃烧喷嘴喷入热解炉中的高温和高压合成气将上述热解炉加热至约350-400℃。一旦将最初来自气化炉的纯合成气提供的热与纯合成气一起供入热解炉中且足以支持在350-400℃下连续进行热解反应时，则立即停止外源供热。 

在350-400℃的温度和35巴的压力下，粉碎和干燥的煤参与热解反应生成热解气流和焦。粉碎和干燥的煤在热解炉中的停留时间为约半小时。经过热解反应后，每小时约产生65-75吨的焦，其热值提升为24-26MJ/kg，挥发份含量降至15-20％。 

将来自热解炉的约47-52吨/小时的焦供入已知的第二锁斗系统中，进一步加压至稍高于40巴、如41巴或42巴，然后将其供入已知的干煤粉进料 气化炉中，例如GSP型气化炉，以进行气化反应，通过去活冷却器将来自热解炉的其它剩余13-28吨/小时的焦冷却至低于75℃以获得化学稳定的提质煤，测得其热值达到约24.3MJ/kg。该产品的热值比原煤大大提高，并且稳定性和安全性也好，适宜长距离运输，产品价值得到大幅度提升。 

本实施例中，气化炉的操作条件由气化炉类型所决定，其为工业常识。在本实施例中，气化炉选取典型操作条件，但在实际应用中，随特定情况不同，可能会有较大变化。 

除了将焦从第二锁斗系统加入气化炉中外，还通过使用混合喷嘴将纯氧和蒸汽供入气化炉中，气化炉的操作温度为约1430℃，操作压力为约40巴。在气化炉运行的初始阶段，通过燃烧喷嘴将气化炉加热至约1430℃。供入为高温和高压容器的气化炉的焦参与气化反应，生成包括合成气流和液态炉渣的气化产物流。上述焦在气化炉中的停留时间为约3-10秒。 

上述纯氧的流量约为1.8-2.3万标立方米/小时，同时上述蒸汽的量约为8-12吨/小时。然后将约1430℃和约40巴的气化产物流供入激冷单元以进行部分激冷，同时由高压喷嘴和水管将约150℃的水喷入激冷单元，上述水的量应确保包括合成气流和液态炉渣的气化产物流的温度从约1430℃降低至约800℃。激冷过程中液态炉渣被冷却，成为玻璃态固体，然后将其排入水淬槽中进行水淬处理，最后经锁斗将水淬炉渣从水淬槽中排出。同时，也可将在水淬过程中产生的蒸汽用于任何其它用途。 

然后将约800℃与液态炉渣分离的合成气流供入已知的工业旋风机中以分离出飞灰，在进入旋风机的料腿之前，在旋风机下部利用水将与合成气流分离的热飞灰淬冷，以避免堵塞旋风机料腿。同样，也可将在水淬冷飞灰过程中产生的蒸汽用于任何其它用途，例如用于干燥上述原煤。 

上述气化炉中产生的合成气流经部分激冷至800℃以后，流量大约为11-15万标准立方米/小时，经飞灰分离步骤变为纯合成气流以后供入热解炉中，热解炉的操作温度和压力分别保持在约350-400℃和35巴。 

在纯合成气流与粉碎和任选干燥的原煤进行热交换之后，纯合成气流的温度从约800℃降低至约350-400℃，并形成纯合成气料流和在热解炉中产生的热解气流的混合物。 

然后将纯合成气流和热解气流的混合物从热解炉中排出并供入包括已知的冷凝器在内的焦油回收单元中以将其分离为最终合成气和焦油。上述冷凝器将上述混合物冷却至约25-85℃以将其分离为最终合成气和含水焦油，根据冷凝温度的不同，焦油中的含水量会有所变化。 

工艺参数以及对热解炉和气化炉原料的限制一般取决于具体种类的热解炉和气化炉所规定的要求，此类数据对于任何普通技术人员均是显而易见的，并可通过查阅热解炉和气化炉的操作手册以及参阅现有技术中的文献而轻易地获得。 

经过工业分析和元素分析，以下述组分重量％计，原煤的化学组成如下： 

表11 

  碳   氢   氧   氮   硫   水分   灰分   挥发份   50.44   2.68   15.49   1.06   0.28   18.6   11.83   35.09 

以空气干燥基质量为准 

原煤的热值为约19.33MJ/Kg。 

经过工业分析和元素分析，以下述组分重量％计，提质煤化学组成如下： 

表12 

  碳   氢   氧   氮   硫   水分   灰分   挥发份   64.01   2.69   7.87   1.11   0.42   7.41   16.49   16.6 

以空气干燥基质量为准 

提质煤的热值为约24.3MJ/Kg。原煤经提质，热值获得大幅提升。按照体积％表示，所得最终合成气化学组成如下： 

表13 

  CO   H₂  CO₂  CH₄  H₂S   H₂O   40-45   20-25   5-8   3-5   0.8-1.2   20-30 

以下述组分的重量％计，所得焦油主要化学物质组成如下： 

表14 

  饱和烃   芳香烃   胶   沥青   22-24   27-30   33-38   10-15 

[0240] 经元素分析，以重量％计，所得焦油元素组成如下： 

表15 

 PT   C   H   N   S   O   H/C原子比  350-400℃   82.55   9.49   0.63   0.18   7.15   1.38 

PT指热解温度。 

在上述实施例3中，每生产1000立方米有效合成气(CO+H2)消耗氧气量约为310立方米，消耗焦约为570公斤。与行业常规中GSP同类褐煤气化数据，即每1000立方米有效合成气(CO+H2)消耗氧气量约为＞360立方米，消耗煤约为＞670公斤相比，效率得到显著提高，并且形成优质的提质煤产品。 

实施例4

现参考图5，详细描述根据上述第三个示例性实施方案的以下实施例4。 

在实施例4中，原煤和对其的限制与实施例3中相同，流化床型热解炉的操作温度和压力分别为约450-500℃和约40巴。另一方面，气化炉为典型的水煤浆进料上行气化炉，如E-gas型气化炉，其操作温度和压力分别为约1480℃和约45巴。粉碎和干燥的煤在热解炉中的停留时间为约27分钟。 

本实施例中，气化炉的操作条件由气化炉类型所决定，其为工业常识。在本实施例中，气化炉选取典型操作条件，但在实际应用中，随特定情况不同，可能会有较大变化。 

在约40巴下将来自热解炉约38-43吨/小时的焦供入浆料槽中以形成焦/水体积比为0.6/0.4的水焦浆料，将形成具有上述焦/水体积比的水焦浆料所需水量约三倍的水加入上述浆料槽中，其中2/3的水变为高温和高压蒸汽，该蒸汽可用于任何加热或激冷目的。然后从下部经泵和混合喷嘴将所得水焦浆料与氧气一起供入气化炉中。 

上述水焦浆料在气化炉中进行气化反应的停留时间为约4-8秒。在气 化炉中产生的合成气流向上流动到达气化炉顶部并从所述顶部离开，因此在所述顶部存在一个合成气流出口，将作为激冷介质的约45巴和约150℃的加压水流以21-25吨/小时的流量喷在气化炉内上述合成气流出口附近的区域中，使得合成气流的温度从约1480℃降低至约850-900℃。然后将从气化炉出来的温度降低的合成气流直接供入旋风机中以将纯合成气流和飞灰或炉渣残留物分离。 

通过去活冷却器将来自热解炉的其它剩余焦冷却至约75℃，从而使之变成化学稳定的提质煤。 

经过工业分析和元素分析，以下述组分重量％计，提质煤化学组成如下： 

表16 

  碳   氢   氧   氮   硫   灰分   挥发份   67.4-73.1   2.8-3.2   7.5-8.5   1-1.5   0.4-0.5   15.2-18.3   13.4-17.3 

以干燥基质量为准 

提质煤的热值为约26.5MJ/kg。原煤经提质热值获得大幅提升。 

按照体积百分率％表示，所得最终合成气化学组成如下： 

表17 

  CO   H₂  CO₂  CH₄  H₂S   H₂O   28.3-35.4   20.8-24.2   8.7-13.9   3.5-5.6   0.9-1.1   35.7-40.9 

最终合成气的热值为25-28MJ/kg。 

以下述组分重量％计，所得焦油主要化学物质组成如下： 

表18 

  饱和烃   芳香烃   胶   沥青   21-25   27-29   34-37   11-16 

经元素分析，以重量％计，所得焦油元素组成如下： 

表19 

 PT   C   H   N   S   O   H/C原子比  450-500℃   81.66   8.85   0.77   0.22   8.50   1.30 

PT指热解温度。 

未在实施例4中指出的热解和气化工艺的必要参数和实验数据与实施例3中相同，除非另有说明。 

在上述实施例4中，每生产1000立方米有效合成气(CO+H₂)消耗氧气量约为350立方米，消耗焦约为560公斤。由于褐煤的高含水率、成浆性差等性质，在行业常规中，褐煤无法作为水煤浆加压气化炉、例如GE气化炉、对置多喷嘴气化炉、E-gas气化炉等的原料。而在行业常规中，以更优质的烟煤作为原料的此类气化炉，每生产1000立方米有效合成气(CO+H₂)消耗氧气量约为390-450立方米，消耗煤约为550-650公斤，与之相比，本发明不但可以应用劣质的褐煤，并且所得的技术指标也有显著提高，同时形成优质的提质煤产品。 

上述烟煤、褐煤、提质煤、合成气、煤焦油的化学组成或元素组成的测定用本领域普通技术人员所熟知的方法进行。例如，用光谱法、工业分析法和/或元素分析法进行测定。 

虽然已表示和描述了本发明的几个实施方案，但本发明并不局限于所述实施方案。相反，本领域普通技术人员应当理解：在不脱离本发明原理和实质的情况下，可对这些实施方案进行任何变通和改进，本发明范围由所附权利要求及其等同物所限定。