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煤气化工艺
煤气化工艺
下面按反应器分类方法分别进行介绍。
１、移动床煤气化
前已述及,煤的移动床气化是以块煤为原料，煤由气化炉顶加入,气化剂由炉底送入。
气化剂与煤逆流接触,气化反应进行得比较完全,灰渣中残碳少。
产物气体的显热中的相当部分供给煤气化前的干燥和干馏,煤气出口温度低，灰渣的显热又预热了入炉的气化剂，因此气化效率高。
这是一种理想的完全气化方式。
移动床气化方法又分常压及加压两种。
常压方法比较简单,但对煤的类型有一定要求,要用块煤,低灰熔点的煤难以使用。
常压方法单炉生产能力低，常用空气－水蒸气为气化剂，制得低热值煤气，煤气中含大量的N２，不定量的ＣO、CO2、O2和少量的气体烃。
加压方法是常压方法的改进和提高。
加压方法常用氧气与水蒸气为气化剂,对煤种适用性大大扩大。
为了进一步提高过程热效率又开发了液态排渣的移动床加压气化炉,它又是加压移动床的一种改进型式。
⑴混合发生炉煤气
采用蒸气与空气的混合物为气化剂。
制成的煤气称为混合发生炉煤气。
目前这种煤气在国内应用相当广泛。
①理想发生炉煤气 理论上，制取混合发生炉煤气是按下列两个反应进行的:
2C＋Ｏ２+3．7６Ｎ２＝2CＯ+3.76N２＋２46４35kJ
C+H2Ｏ=CO+H２-11882１kJ
理想的发生炉煤气的组成取决于这两个反应的热平衡条件，即满足放热反应与吸热反应的热效应衡等的条件。
为了达到这个条件,每２ｋｍol碳与空气反应，则与水蒸气起反应的碳应为:
2464３5／11８821=2.07
所以，4.０7kｍol碳与蒸气空气混合物相互作用,在理论上，产生的煤气量为:
4．07＋２.07＋3．7６＝9．9kｍｏl，煤气组成为:
CO=４.０７/９.9×１0０%=４1．１%
H2=2．07/9.9×1０0％＝20.9％
N2＝3.76／９．9×100％＝３8.0％
在标准状态下煤气的产率：
在标准状态下煤气的热值:
气化效率为:
实际上制取混合发生炉煤气，不可避免有许多热损失（如煤气带走的显热，灰渣中残碳是不可能消除的等）,水蒸气分解和CO２还原进行不完全，使实际的煤气组成、气化效率与理论计算值有显著差异。
② 炉内状况分析与工艺条件控制 经实测气化炉内各层的气体组成,得到图6-2-04。
这是以焦炭为原料及气化强度为50－3５0kｇ/m2·h的条件下进行的。
由图６-2－04可见：
a.气化剂中的氧，经过灰渣层的预热,进入燃料层7－１0cｍ（氧化层）后，就几乎全部消耗,CO2达最大值,并开始出现CO;b．在氧消失后水蒸气才开始分解,这大约在氧化层以上30-４０cｍ区间内进行，同时发生CＯ2的还原反应R４,气体中H2和CＯ增加很快,这一层是在还原层的下部,可称为第一还原层；c．第一还原层上方约40cm为第二还原层，这里除了进行ＣＯ２的还原反应R4外,还进行均相反应Ｒ８;d.在燃料层上部空间,气相中CO和Ｈ2Ｏ含量在减少,而CO2和H2在增加，说明R8仍在进行。
水蒸气的分解可改善煤气的质量,使煤气热值提高,但是水蒸气汽量过大,炉温太低，CO2还原反应速率降低，而且未分解蒸气量增加,热效率下降。
为此水蒸气用量有一个最佳点，即不让灰结渣的最低限度。
在生产中是控制空气为水蒸气所饱和的温度来调节水蒸气用量的。
水蒸气用量随饱和温度增加而增加。
同时炉内反应温度随饱和温度增加而下降,因此水蒸气分解率随之下降,例如饱和温度52.２℃时，水蒸气分解率为８2%，饱和温度提高到63℃时,水蒸气分解率降为６2%。
从图６-2－05可见在水蒸气用量较少时可得到质量较好的煤气。
随蒸气用量增加，水蒸气的绝对分解量会不断增加,但是不仅蒸气分解率随之下降，而且煤气热值不断下降。
因此只有当燃料中灰分较多,熔点较低时,才采用提高水蒸气用量的办法,以防止结渣。
气化强度是发生炉单位横截面上的气化速率。
气化强度的高低是与炉内气流速度相关的，气流速度愈大,气化强度愈大。
气流速度过大，不但会增加燃料层阻力,还会增加带出物数量,恶化CＯ２的还原作用。
生产过程中,按发生炉空横截面积计算,气流速度一般在0．1~0.2m/ｓec。
表６-２-０3各种煤在机械化发生炉中的实际气化指标示例
③ 实际生产指标表6－2-0３列出了中国典型煤种的气化指标。
可见气化效率约在６３%～80％。
一般煤气发生的气化强度为200~250kg／m２·ｈ,经强化之后气化强度可达到４50~５０0kg／m２·h,而不致降低煤气质量。
强化的办法包括:
a采用富氧空气和蒸气的混合物或氧蒸气的混合物为气化剂，例如氧气浓度提高５０％,生产能力增加一倍，而且煤气热值由４85７ｋJ/m３提高到7９55 kJ/ｍ3；b提高鼓风速度,提高炉内温度。
当然这要以煤气成分不恶化为前提。
④煤气发生炉国内使用数量最多的是3M13型和Ф３W-G型炉。
图6－２-06是３Ｍ13型煤气发生炉。
其特点是采用双滚筒连续进料方式,采用回转炉篦连续排灰，炉内带有搅拌棒破粘,适用于长焰煤、气煤等弱粘结性煤种。
炉内径3m,进风口直径500ｍｍ，煤气出口直径900mｍ，最大风压400０~6000Pa。
耗煤170０~２50０ｋg/h,煤气产量５500~8０00m3/h·台，水蒸气和空气用量分别为０.3～0.５kg/kg煤和１.5～2.5ｍ３／kg煤。
3W-G炉（威尔曼－格鲁夏炉）有不带搅拌装置与带搅拌装置的两种。
国内常用不带搅拌装置的。
采用焦炭或无烟煤为原料。
其特点是:
液压加料,煤连续进入炉内，液压干法除灰，全水夹套。
炉直径3m，处理煤量18０0～２5００kｇ/h，产气量５000～7500m3/h,煤气热值４6０５~５４43kＪ/ｍ3。
⑤ 煤气站工艺流程 混合发生炉煤气站由于用途和输送条件不同,在工艺上分为冷煤气站和热煤气站两种。
后者把出炉热煤气经旋风除尘后,直接送用户,可以利用煤气的显热。
目前国内大多采用冷煤气站。
当气化烟煤时，气化过程中产生的焦油蒸气随同煤气一起排出。
这种焦油尚不能作为重要的化工产品,但冷凝下来会堵塞煤气管道和设备,故必须从煤气中除去。
回收焦油的冷煤气站工艺流程如图6－２-07所示。
煤气由发生炉出来,进入竖管直接水冷却器，初步除去重质焦油和粉尘，煤气被冷到85~9５℃，经半净煤气管道进入电捕焦油器，除去焦油雾滴后进入洗涤塔，煤气被冷却到35℃以下,含尘量下降到１０0mｇ/m3以下,进入净煤气管,再经排送机送到用户。
⑵水煤气
水煤气是炽热的碳与水蒸气反应生成的煤气,它主要由CO和Ｈ2组成，与发生炉煤气相比，含氮气很少，发热量高。
燃烧时呈蓝色火焰,所以又称蓝水煤气。
碳与水蒸气反应是强吸热反应，需提供水蒸气分解所需的热量,一般采用二种方法：
ａ.交替用空气和水蒸气为气化剂的间歇气化法;b．用氧和水蒸气为气化剂的连续气化法。
间歇法使用至今，已有悠久的历史,其缺点是生产必须间歇。
用氧和蒸气为气化剂来生产水煤气已是当前的发展趋势,以后介绍的已工业化的,或正在开发的第二代气化方法，大多是以氧-蒸气为气化剂的连续气化法。
因间歇法在国内应用广泛,故仍给予介绍。
①理想水煤气在理想条件下，首先向发生炉送入空气，发生燃烧反应：
Ｃ＋O2→ＣＯ２+４06418kJ
再送入水蒸气，发生反应：
C+H2O→CO+Ｈ2-11８８21kＪ
在完全热平衡条件下,燃烧1千克摩尔碳所放出的热量可以分解406418÷1１8821=3.42kmol水蒸气,因此理想生产过程,可以表示成:
Ｃ＋O2+3．76N２+3．42Ｃ+3．42H2O→CO2＋３.76N2＋3.４2CO+３．４２H2
水煤气生产过程间歇地进行时，分成吹风阶段和制气阶段，二个阶段产生的煤气组成等指标如下：
吹风气总量（CO2+３．76N２）,组成为（21%ＣO2+7９％Ｎ２）；
水煤气总量（３.4２CO＋3.42H2），组成为（50%CO＋５0%H2）;
碳的总耗量4.42千克摩尔,即12×４.42＝53.０４ｋg；
计算得吹风气产率（标准条件下）为2.01m3/kｇ碳；
计算得水煤气产率（标准条件下）为2.89m3/kｇ碳；
计算得水蒸气的消耗量为1．１6ｋg／ｋg碳;
理想水煤气热值：
Ｑ高=0.5×12633+０.5×1２7７6=1２7０５kJ/m3;
Q低=0．５×126３3＋0.5×１０８0４＝117１9ｋJ／m３;
气化效率：
②实际水煤气生产指标在实际生产中,在吹风阶段碳不可能完全燃烧成CO2,在制气阶段水蒸气也不可能完全分解,系统的热损失不可能避免。
因此实际生产指标与理想状况有较大的差距。
生产水煤气的原料主要是焦炭和无烟煤。
实际生产指标列于表6-2-04。
若和混合发生炉煤气的气化效率和热效率对比，可见水煤气的指标低得多，分别只有６0%和５4％左右。
表６-２－0４水煤气生产指标
③工作循环的构成 间歇法制水煤气,主要由吹空气（蓄热）、吹水蒸气（制气）两个阶段组成,但为了节约原料,保证水煤气质量，正常安全生产,还需要一些辅助阶段，实际共有六个阶段：
a．吹风阶段吹入空气,使部分燃料燃烧,将热能积蓄在料层中,废气经回收热量后排入大气;
b. 蒸气吹吹净阶段由炉底吹入蒸气,把炉上部及管道中残存的吹风废气排出,避免影响水煤气的质量;
c．上吹制气阶段 由炉底吹入蒸气,利用床内蓄积的能量制取水煤气,水煤气通过净化系统入贮气柜;
d．下吹制气阶段上吹制气后，床层下部温度降低,气化层上移,为了充分利用料层上部的蓄热，用蒸气由炉上方往下吹,制取水煤气，煤气送气柜；
e.二次上吹制气阶段下吹制气后炉底部残留下吹煤气,为安全起见，先吹入水蒸气,所得煤气仍送贮气柜；
f．空气吹净阶段 由炉底吹入空气，把残留在炉上部及管道中的水煤气送往贮气柜而得以回收。
以上各阶段的时间分配列于表6－2－05。
表6-2-05 3-4分钟循环各阶段时间分配表
序号
阶段名称
３miｎ循环，（S）
4min循环,（S）
１
２
3
4
５
6
吹风阶段
蒸气吹净阶段
上吹制气阶段
下吹制气阶段
二次上吹阶段
空气吹净阶段
40～5０
２
４5~６０
50～５5
１８～２0
2
６0～80
２
６０~70
7０～9０
18～20
2
为了制取氢氮比3:
1的合成氨原料气,在上吹制气阶段让空气与水蒸气一起送入气化炉，这样不仅能制得含氮的水煤气（称为半水煤气），而且可适当提高炉温,提高生产能力。
④间歇法制取半水煤气和水煤气的生产流程由热能分析可知吹风气中显热与潜热（含CＯ可燃成分）和水煤气的显热占总热量的相当的比例，必须加以回收。
图６-２-08是回收这些热能的流程。
吹风气送入燃烧室时加入二次空气使其燃烧,热量蓄于燃烧室的格子砧中,用以预热下吹蒸气。
除了用燃烧室回收上吹煤气和吹风气的显热外还用废热锅炉回收它们的显热。
⑤常压水煤气发生炉中国水煤气发生炉常用于生产合成氨或合成甲醇的原料气。
所用原料为焦炭、无烟块煤以及无烟煤屑制成的型煤。
使用的气化炉为Ｕ．Ｇ.I型炉，Ф2．74ｍ和Ф３m炉用得最多。
图６-2－０9为Ф3mＵ.Ｇ.I炉，可见发生炉由上锥体、水夹套、炉篦传动装置,出灰机械及炉底壳等五个主要部分组成。
⑶移动床加压气化
移动床加压气化的最成熟炉型是鲁奇炉（Lurgi）。
它和常压移动床一样，也是自热式逆流反应器，所不同的是采用氧气-水蒸气或空气-水蒸气为气化剂，在2．0～３.０ＭPa的压力和90０～1100℃温度条件下进行的连续气化法。
鲁奇加压气化法的优点是:
①可以用劣质煤气化,灰熔点较低,粒度较小（5～２５mm）、水分较高（20～30%）和灰分较高（如30～40%）的煤都可使用。
特别适用于褐煤气化，因而扩大了气化用煤的范围;②加压气化生产能力高,用褐煤气化强度可达2000～２500kg/m2·h，这比常压气化炉高五倍左右，而且不增加带出物量;③氧耗量低，在2MＰa压力下气化所需的氧量仅为常压气化的２／3，压力增加,氧耗还可降低;④因是逆向气化，煤在炉内停留时间达1ｈ，反应床的操作温度和炉出口煤气温度低，碳效率高，气化效率可达8０～9０％;⑤加压气化只需压缩占煤气体积１0~15%的氧气,这对使用加压煤气的用户来说，可以大大降低动力消耗；⑥加压煤气可以远距离输送到用户,无需设立加压站进行区域供气;⑦加压气化使气化炉及管道设备的体积大大缩小，降低金属耗量和减少投资。
① 加压下床层的分布加压气化过程和常压相似,自上而下可分成:
干燥层、干馏层、甲烷层、气化层、氧化层和灰渣层。
各层的层高与温度分布给于表6-2-06。
气化层相当于常压的还原层。
除甲烷层外，其它各层的作用和常压过程一样。
在加压下为甲烷生成反应制造了条件,这时的主要甲烷化反应是：
C+2H２＝ＣH4＋87３６2（Ｊ/mｏl）
CO+3H2＝CH4+H２O＋20６１61（J/mｏl）
在甲烷层,温度较低，停留时间又长，甲烷生成量较多。
②气化压力的影响与压力的选择表６－2-07给出了在不同压力下的试验结果,以褐煤为原料,炉内气化温度为1０0０℃。
由此得到如下结论：
a．随压力的提高，煤气中ＣH4和CO2含量增加，Ｈ2和CＯ含量减少,净化后煤气热值增加,这因为甲烷化反应随压力增加而加快；b．氧耗随压力增加而下降，这由于甲烷化是放热反应的缘故；c.随压力增加,蒸气消耗量增加,而分解率大幅度下降，例如在２.０MPａ时,以净煤气计的水蒸气消耗量为常压的2.2倍，而水蒸气分解率从常压的65%下降到37％左右,水蒸气分解的绝对量增加２０％;d.气化炉生产能力随压力增加而增加，这因为加压加快了反应速度又增加了气－固反应接触时间。
在加压下的生产强度约为常压的
倍;ｅ.净煤气产率随压力增加而下降。
总之提高气化压力带来了种种有利之处，但因为水蒸气分解率的下降，热效率随压力增加而下降。
目前生产中一般在低于3ＭＰａ下进行气化，而且压力愈高，对设备的技术要求也高，在减压使用时，还要增设能量回收装置。
表６-2-０6鲁奇炉内床层的高度及温度
床层名称
高度（自炉篦算起，mm）
温度，（℃）
灰渣层
氧化层
气化层
甲烷层
干馏层
干燥层
０～3０0
300～600
600～1１0０
１1００~２20０
22０0~2700
２700～3500
450
100０～1100
８0０～1000
550～800
350~550
３５0
表６-2-07褐煤在各种不同压力下的气化试验结果
③操作温度与汽氧比炉温偏低些有利于甲烷的生成反应，但从生产能力考虑应尽可能提高气化温度。
最适宜的气化温度应根据灰熔点来确定，操作温度不能超过T2。
控制温度的主要方法是改变汽氧比（即kg蒸气／m3氧）、汽氧比增加炉温下降。
通常生产城市煤气时,气化层温度９50～1050℃左右，生产合成气时可提高到1150℃左右。
各种用煤的汽氧比变动范围是:
褐煤６~８；烟煤5~7；无烟煤和焦炭４.５~６。
④鲁奇气化炉及工艺流程 图6-２－10是第三代鲁奇炉示意图，它包括煤锁、气化炉和灰锁三部分，煤通过煤锁由常压系统加到气化炉内,采用上下阀加煤形式。
排灰的灰锁与煤锁形式相似。
气化炉内设有煤分布器及破粘的搅拌器。
炉篦为四层宝塔型形式。
从气化炉生产的粗煤气,温度为450℃,通过喷淋式冷却器冷到1９0℃,重质焦油被冷凝下来，粗煤气经废热钴炉再被冷到103℃,冷却后的粗煤气经CO变换装置，可根据需要调节变换比例，然后煤气进入净化系统。
常采用低温甲醇洗脱硫和脱油。
⑤液态排渣鲁奇炉 固态排渣鲁奇炉的主要缺点是蒸气用量大,分解率低。
为了克服这些缺点,开发了液态排渣的技术。
英国煤气公司把工业鲁奇炉炉篦部分去掉,装上氧蒸气风嘴，气化剂喷入床内燃烧层底部、喷入的气流足够大以形成一个处于扰动的燃烧空间,使灰渣形成流动的熔渣。
熔渣通过位于中央的排渣口排入急激室的水中。
为了造成高温,汽氧比只有0.8~1.2kg/ｍ３。
气化炉示于图6-2－1１。
采用液态排渣技术后,煤气化指标有了明显的改进：
a.气化炉生产能力提高3~4倍；b.水蒸气分解率大为提高,后系统的冷凝液量大为减少;ｃ．小于６mｍ的粉煤以及自产的煤气水废液可制成水煤浆，喷入炉内造气，改善了环境；d.过程热效率比固态排渣提高6%。
这因为蒸气用量减少，灰渣中碳含量低于2％,带出物量也大为减少。
缺点是氧耗高和煤气中ＣO高达（50~60％）。
2．碎煤流化床气化
发展流化床气化方法的原因是为了提高单炉的生产能力和适应采煤技术的发展，直接使用小颗粒碎煤为原料，并可利用褐煤等高灰劣质煤。
它又称为沸腾床气化，把气化剂（蒸气和富氧空气或氧气）送入气化炉内，使煤颗粒呈沸腾状态进行气化反应。
在反应床内，当气流速度低于流态化临界速度为移动床，当气流速度高于颗粒极限沉降速度为气流床，当气流速度介于这两个速度之间时为流化床。
⑴ 流化床煤气化过程
流化床与移动床不同,但仍有氧化层和还原层，氧化层高度约为80～100ｍm,还原层在氧化层的上面且一直延伸到全料层的上部界限。
图6－2-１2是煤在流化床中气化过程及温度分布。
由图6-2-12可见随着离炉栅的距离的增大炉温有所下降。
当氧含量下降时,CO2急剧上升,而在ＣＯ2下降的同时，ＣO和H2上升。
在流化床内,由于颗粒的上下运动，整个床层的温度较为均匀。
对大部分煤来说，灰分开始软化的温度为1050～１１50℃。
为了避免结渣,流化床的操作温度经常维持在850~900℃。
在这个温度下,只能用反应性好的褐煤为气化原料，才能获得质量较好的煤气。
流化床由于颗粒混和充分,灰分难以分离,排出物中不可避免地含有可燃组分。
另外送入流化床的煤粒，迅速地分布于炽热颗粒之间而受到突然的加热。
燃料的干燥和干馏是在反应层中进行的，因而燃料受到充分均匀的加热，挥发分的分解完全，使煤气中甲烷和酚类很少,不含焦油。
入炉燃料中有一部分细小颗粒以及气化过程中颗粒不断缩小的煤粒会以飞灰的形式被带出燃料床,这些未气化的燃料损失相对量较大,所以有必要在流化床上部空间引入二次空气，使它们燃烧气化。
许多新开发的气化方法都是采用加压流化床的形式。
在加压下,床层的压力降没有什么变化，然而床层的膨胀度随压力增加急剧下降,为了使膨胀度维持不变，需增加鼓风速度。
这意味着过程生产强度的增加，大约与压力增加的平方根成正比。
加压下床层带出物量也大为减少。
⑵温克勒（Winｋleｒ）煤气化工艺
温克勒煤气化方法是流化床技术发展过程中,最早用于工业生产的。
第一套装置于１9２６年投入运行。
图6－２-１３是该气化炉的示意图。
它是一个内衬耐火材料的立式圆筒形炉体，下部为圆锥形状。
蒸气和氧气（或空气）通过位于流化床不同高度上的几排喷嘴加入。
其下段为圆锥形体的流化床,上段的高度约为流化床高度的6～10倍，作为固体分离区。
在床的上部引入二次蒸气和氧气,以气化离开床层而未气化的碳。
二次气化区相当于悬浮床气化,该处温度比床内操作温度高200℃左右。
使用低活性煤时,二次气化可显著改善碳转化率。
颗粒0~8mm的原料煤，用螺旋给料器加入炉内，它能控制加料速度,也起到密封作用。
入炉煤很快达到炉内的均一温度。
流化床床高约3m。
气化后剩下的颗粒按颗粒大小和相对密度分离，大颗粒落下进入底部的卸灰装置，而较轻颗粒被煤气带出。
大约30％含半焦灰粒从底部排出，其余从上部带出。
炉上部设置辐射锅炉，使气体温度下降１80～23０℃，从而使熔化的灰粒再固化。
典型的工业规模的温克勒炉内径5.5m,高23m,以褐煤为原料，氧-蒸气鼓风时生产能力４7000m3/h,空气-蒸气鼓风时为94000m3/h,生产能力可在2５%~１50%范围内变化。
温克勒气化工艺流程见图６-2－14。
粗煤气的出炉温度一般在900℃左右，还含有大量粉尘，经废热锅炉回收热量后，再经两级旋风除尘器及洗涤塔,使含尘量降至5~2０mg/m3,煤气温度降至３5~４0℃。
表６－2-0８温克勒工艺的气化指标
温克勒炉的优点是生产能力大,结构简单，可用小颗粒煤,煤气中无焦油等。
其缺点是碳转化率低,只能使用高活性的煤,煤气质量差,带出物多,而且设备庞大。
本工艺的主要缺点是操作温度和压力偏低造成的,为此发展了高温温克勒（HTＷ）及灰团聚气化工艺，如U-Gaｓ和KＲW气化法。
⑶高温温克勒（HTW）法
针对温克勒炉的缺点，HTＷ炉主要进行的改进：
①提高气化压力到1MPa,这不但降低了合成气再压缩的能量，而且提高了生产能力。
例如常压温克勒炉的气化强度是2１20m３（CＯ＋H2）／m２·h,而在中试装置中，在１．0MPａ时达到了7７０0ｍ3/m2·ｈ,相当于以气化压力比
的比例增加；②提高气化温度,使用的莱茵褐煤是一种碱性灰,即含有较多的碱土金属氧化物,加入石灰可提高灰熔点，气化温度可提高到1０00℃;③流化床粗粒带出物循环回到流化床气化，从而提高了碳的转化率。
在19８6年建立了生产能力达干褐煤72０ｔ/ｄ,生产合成气37000m３/h,制取甲醇11万t/a的示范装置。
还采用高温温克勒气化炉建设了发电能力３0万ＫW的IGCC示范装置。
图６-２-1５是用于生产甲醇合成气的粗煤气净化流程。
粗煤气经旋风除尘后,进废热锅炉,煤气被冷到350℃以后顺序进入激冷器，文丘里洗涤器和水洗塔，使煤气降温和除尘。
实际得到的粗煤气含（ＣO+H2）７5％,合成气产率为151０m3（ＣO＋H２）/t煤（ｄaf），碳转化率96%,氧耗400m3O2/t煤（dａf），气化强度5８80m3（CO＋H2）/m2·ｈ。
⑷灰团聚流化床煤气化法
针对流化床气化碳转化率低的问题,开发了提高炉温,使煤灰在炉内形成含碳量低的团聚物排出,碳转化率可达96％以上的气化方法。
采用这种工艺的是KRＷ法和U-Gａs法。
值得注意的是这两种灰团聚方法还进行了加石灰的炉内脱硫试验,脱硫效率可达８0~９０%。
中国也深入进行了有关的基础研究和工程开发。
图6-2-１6是U-Gas气化炉示意图。
它是一个单段流化床气化炉。
0～6mm的煤通过锁斗系统加到气化炉内。
床内反应温度为９55~１095℃，床温由进料煤性质决定,应使煤灰团聚而不结渣。
操作压力在3４5~24１2KＰa范围变化。
气化剂由两处进入反应器:
①从分布炉篦进入,维持正常的流化;②由中心排灰装置进入。
由中心进入气体的氧/汽比较大，故床底中心区温度较高,当达到灰的初始软化温度时,灰粒选择性地和别的颗粒团聚起来。
团聚体不断增大，直到它不能被上升气流托起为止。
也就是说，由于气流的扰动使碳粒从团聚物中分离出来。
文氏管形成的局部高温区,使未燃碳燃烧气化,又使灰粒相互粘结而团聚。
控制中心管的气流速度，可达到控制排灰量的多少。
中心管固体分离速度约１0m/s，而流化床内气流速度为1.2～2m/s。
提高碳转化率的另一措施是带出物经过两段旋风分离器分离后返回流化床内，第二段分出的细灰进入排灰区域,经过气化和团聚成灰渣颗粒排出。
灰渣含碳量＜10%，碳转化率>97％。
ＫRW炉采用类似的办法,使碳利用率达90～95%，团聚灰含灰90%以上。
３.煤的气流床气化
气流床气化炉,最为成熟的是常压操作的Koppｅrs－Totzek（K-Ｔ）法,后来又开发成功加压的sｈｅｌl法以及Pｒeｎflo法，这些气化炉都是干煤粉进料的。
湿法进料的有属于第二
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