一种生物质催化裂解制富CO燃气的反应系统及方法与流程

一种生物质催化裂解制富co燃气的反应系统及方法
技术领域
1.本发明涉及生物质热化学转化技术领域，尤其涉及一种生物质催化裂解制富co燃气的反应系统及方法。


背景技术：

2.生物质是一种既可直接燃烧利用也可大规模转化生产为液体或气体等形态的清洁能源的可再生资源。生物质能的开发和利用是当前国内外广泛关注的重大课题，大力开发利用生物质资源，将有助于能源结构的多元化和“碳达峰碳中和”的实现。
3.生物质热化学转化技术包括干馏、热解气化和液化，其分别以生产生物质炭、燃气和热解油为目的。其中热解气化技术是指生物质机体中的大分子结构在高温下发生分解、断裂或重整产生轻质可燃气体燃料的过程。目前热解气化技术多采用空气或水蒸气作为气化剂，气化温度通常达到800℃以上，所产燃气热值约为天然气的20％左右，用于燃烧发电或供热，附加值不高。如果选择合适的催化剂，不仅可以有效降低气化反应温度，降低反应装置制造成本，还可以加快反应速率，获得更好的产品选择性，进一步提高热解气化技术经济性，扩大技术应用场景。传统生物质气化技术系统存在反应温度高、产品附加值低等问题。
4.目前如何将生物质资源低成本高效转化成附加值更高的化工品是国内外许多公司和研究机构的研究重点和难点。


技术实现要素：

5.为了解决上述技术问题，本发明提供一种生物质催化裂解制富co燃气的反应系统及方法。
6.第一方面，本发明提供的生物质催化裂解制富co燃气的反应系统，包括：裂解反应器1、催化反应器2、沉降器3、快速分离器5和旋风分离器6；所述催化反应器2的下部与所述裂解反应器1连接，所述催化反应器2的上部与所述沉降器3连接，所述快速分离器5和旋风分离器6设于所述沉降器3内部，所述快速分离器5与所述催化反应器2连接，所述旋风分离器6的下部设于所述沉降器3中，油气出口11设于所述沉降器3的上部，所述旋风分离器6的上部与所述油气出口11连接，所述旋风分离器6的上部设有固相出口，所述固相出口位于所述沉降器3内部；所述沉降器3的下部设有待生催化剂出口7，所述裂解反应器1的下部设有生物质原料进口8、再生催化剂进口9和提升蒸汽进口10。本发明的反应系统可实现连续化稳定操作，检修方便，产品以富一氧化碳燃气为主，可用于制氢、制甲醇等，且生产过程无废渣、废水、废气排放，而且该反应系统可处理多种类型生物质原料，适用性广泛，得到的富一氧化碳燃气中一氧化碳含量不低于30％。本发明生物质催化裂解反应分别在两个反应器内进行，裂解反应器主要发生快速裂解反应，催化反应器实现最佳催化条件，能够提高原料裂解效率及产品选择性；失活催化剂首先通过快速分离器与反应油气分离，及时终止催化反应，并降低旋风分离器负荷；在催化反应器上部设沉降器，进一步降低操作速度，使离开快
速分离器的催化剂颗粒在此依靠重力下行，降低催化剂随油气的跑损量，降低生产成本。
7.作为优选，还包括待生催化剂循环管4，所述待生催化剂循环管4的一端连接沉降器3的下部，所述待生催化剂循环管4的另一端与所述催化反应器2连接。
8.作为优选，实施待生催化剂循环管4用于输送待生催化剂至催化反应器2内。进一步优选，所述待生催化剂循环管4与所述催化反应器2的连接位置可调，所述待生催化剂循环管4优选用于控制催化反应空速。当因原料组成不同导致催化反应深度控制要求不同时，可通过待生催化剂循环管调节反应深度，控制催化反应空速。本发明发现，通过采用上述待生催化剂循环管4的结构及连接方式，能够实现上述问题的更好解决。
9.作为优选，所述裂解反应器1和所述催化反应器2均为上行式流化床反应器，所述裂解反应器1和所述催化反应器2为上下垂直连通式结构。
10.进一步优选，所述裂解反应器1为原料与催化剂混合提升的上行式高空速流化床反应器；所述催化反应器2为包括裂解气、催化剂与循环催化剂混合提升的上行式低空速流化床反应器。
11.进一步优选，所述催化反应器2上部设置的沉降器3为满足催化剂颗粒重力沉降分离高度要求的容器。所述的沉降器3使油气中夹带的催化剂颗粒利用自身重力进行分离，沉降器中的气速度优选不大于0.2m/s。
12.作为优选，所述快速分离器5为t型快速分离器。
13.进一步优选，所述t型快速分离器的t型结构的两端垂直向下。本发明中，所述的快速分离器为t型结构，t型结构的两端垂直向下，可快速实现气相和固相分离，分离效率大于85％。
14.作为优选，还包括与所述再生催化剂进口9连接的再生催化剂斜管，所述再生催化剂斜管与垂直方向夹角不大于30度。
15.进一步优选，所述待生催化剂循环管4设有斜管段，所述斜管段设于与所述催化反应器2和所述沉降器3的连接处，所述斜管段与垂直方向夹角不大于30度。本发明发现，当再生催化剂斜管、待生催化剂循环管中斜管段与垂直方向夹角均不大于30度效果更好。
16.作为优选，油气出口11后端连接产品分离系统，收集富一氧化碳燃气产品及液相产品；所述提升蒸汽进口10设于所述裂解反应器1的底部，所述再生催化剂进口9设于所述提升蒸汽进口10的上方，所述生物质原料进口8设于所述再生催化剂进口9的上方。
17.根据本发明，可以理解的是，本发明系统除了裂解反应器、催化反应器、沉降器、快速分离器等主要静设备外，还可设有本领域常规设置的如泵、压缩机、风机等动设备。
18.第二方面，本发明提供的生物质催化裂解制富co燃气的方法，采用所述的生物质催化裂解制富co燃气反应系统。
19.作为优选，所述生物质催化裂解制富co燃气的方法包括以下步骤：生物质原料在裂解反应器1下部与催化剂混合发生裂解反应，得到裂解反应产物，所述裂解反应产物进入催化反应器2进行催化反应，催化产物经快速分离器5、旋风分离器6后从沉降器3顶部进入产品分离系统，进行产物分离和收集，固相由沉降器3底部排出；优选的，所述固相进入再生器进行烧焦再生，得到再生催化剂，所述再生催化剂从所述裂解反应器1下部与生物质原料混合后进行裂解反应。本发明提供的所述生物质裂解制芳烃反应系统的运行方法，生物质原料与催化剂混合发生裂解反应，获得的裂解反应产物进入催化反应器进行催化反应，催
化产物经快速分离器、旋风分离器后从沉降器顶部进入后续产品分离系统，进行产物分离和收集；固相包括失活催化剂，由沉降器底部排出进入再生器进行烧焦再生，再生催化剂从所述裂解反应器下部，由提升蒸汽提升并与生物质原料均匀混合再次进行裂解反应。
20.作为优选，当因原料组成不同导致催化反应深度控制要求不同时，通过待生催化剂循环管调节反应深度，控制催化反应空速。
21.进一步优选，所述生物质原料为颗粒且所述颗粒的含水量低于15wt％，优选的，70％以上所述颗粒的粒径为150～250微米。本发明发现，采用上述生物质原料的结构和粒径及含水量，能够使得后续反应效果更佳。
22.根据本发明所述的生物质催化裂解制富co燃气的方法，所述裂解反应器和/或所述催化反应器中，操作压力为0.1～0.5mpa，操作温度为400～650℃，平均操作气速为2～22m/s，裂解反应时间为1～3s，催化反应时间为3～6s，裂解反应重时空速为160～250h-1
，催化反应区重时空速为60～100h-1
，原料进料线速度为0.5～1.5m/s，生物质原料与再生催化剂的质量比为1:2～1:10；进入所述裂解反应器的再生催化剂温度不低于590℃。
23.作为优选，在裂解反应过程中需控制反应温度和反应时间，催化反应重点控制反应时间，通过进一步控制优选反应条件：所述生物质原料与催化剂的质量比为1:5～7，反应时间2
±
1s；在催化反应器2内裂解油气与催化剂质量配比为1:9～11，反应时间4
±
1s。在以上操作条件下，生物质原料在催化剂的作用下更好地进行催化裂解反应。反应产物进入到快速分离器5进行油气和催化剂分离，其中85wt％以上的失活催化剂与油气分离，其余随油气进入旋风分离器6做进一步分离，沉降器3使催化剂在操作气速低于0.2m/s的空间内进行沉降分离，降低催化剂随油气的跑损量。反应油气从沉降器顶部的出口11离开反应系统，至后系统产品分离得到富一氧化碳燃气。
24.进一步优选，所述裂解反应器和/或所述催化反应器中，操作压力0.25mpa，操作温度400～550℃，平均操作气速为13～15m/s，裂解反应时间为2.0s，催化反应时间为4.0s，裂解反应重时空速为170h-1
，催化反应区重时空速为60h-1
，原料进料线速度为1.2m/s，生物质原料与催化剂的质量比为1:6。
25.本发明的有益效果至少在于：
26.1、本发明生物质催化裂解反应系统可用于处理秸秆、稻壳等农业废弃物、园林废弃物、林业加工剩余物等多种类型生物质原料，也可处理多种生物质原料的混合物，适用性广泛。得到的富一氧化碳燃气中一氧化碳含量不低于30％。
27.2、生物质催化裂解反应分别在两个反应器内进行，裂解反应器主要发生快速裂解反应，催化反应器主要通过降低空速以实现最佳催化条件，提高原料裂解效率及产品选择性。
28.3、失活催化剂首先通过t型快速分离器与反应油气分离，及时终止催化反应，并降低旋风分离器负荷。
29.4、在催化反应器上部设沉降器，进一步降低操作速度，使离开快速分离器的催化剂颗粒在此依靠重力下行，降低催化剂随油气的跑损量，降低生产成本。
附图说明
30.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
有技术描述中需要使用的附图作简单介绍，显而易见，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。
31.图1为本发明生物质催化裂解制富co燃气反应系统的示意图。
32.附图标记：
33.1-裂解反应器；
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2-催化反应器；
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3-沉降器；
34.4-待生催化剂循环管；
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5-快速分离器；
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6-旋风分离器；
35.7-待生催化剂出口；
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8-生物质原料进口；
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9-再生催化剂进口；
36.10-提升蒸汽进口；
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11-油气出口。
具体实施方式
37.为使本发明的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将结合本发明中的附图，对本发明中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例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作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。
38.实施例中未注明具体技术或条件者，按照本领域内的文献所描述的技术或条件，或者按照产品说明书进行。所用试剂或仪器未注明生产厂商者，均为可通过正规渠道商购买得到的常规产品。
39.在本发明实施例的描述中，需要说明的是，除非另有明确的规定和限定，术语“第一”与“第二”等是为了清楚说明产品部件进行的编号，不代表任何实质性区别。“上”“下”“内”等仅用于表示相对位置关系，当被描述对象的绝对位置改变后，则该相对位置关系也可能相应地改变。对于本领域的普通技术人员而言，可以根据具体情况理解上述术语在本发明实施例中的具体含义。
40.实施例1
41.如图1所示，本实施例提供一种生物质催化裂解制富co燃气的反应系统，其主要静设备包括：裂解反应器1，催化反应器2，沉降器3，快速分离器5，旋风分离器6。快速分离器5为t型快速分离器，t型快速分离器的t型结构的两端垂直向下；裂解反应器1下部设有：生物质原料进口8，再生催化剂进口9，提升蒸汽进口10；催化反应器2下部连接裂解反应器1，上部连接沉降器3，快速分离器5。沉降器3内部包括快速分离器5、旋风分离器6，沉降器3下部设有待生催化剂出口7，待生催化剂循环管出口4；沉降器3顶部设有油气出口11。与所述再生催化剂进口9连接有再生催化剂斜管，所述再生催化剂斜管与垂直方向夹角不大于30度。所述待生催化剂循环管4设有斜管段，所述斜管段设于与所述催化反应器2和所述沉降器3的连接处，所述斜管段与垂直方向夹角不大于30度。
42.本实施例还提供一种利用该反应系统以生物质为原料制富一氧化碳燃气的操作方法如下：
43.将生物质粉碎成生物质原料颗粒，其中70wt％以上颗粒的粒径满足在150～250微米范围内；并通过烘干使生物质原料含水量低于15wt％。
44.经过粉碎及干燥后的生物质颗粒通过生物质原料进口8进入到裂解反应器1下部，要求进料线速度0.5～1.5m/s；裂解反应器1的操作压力0.1～0.5mpa(表压)，操作温度550
℃，平均操作气速13～15m/s；再生催化剂从进口9进入到裂解反应器下部，要求进入裂解反应器1的再生催化剂温度不低于590℃；生物质原料与催化剂质量配比为1:6，反应时间2s；在催化反应器2内裂解油气与催化剂质量配比为1:10，反应时间4s。在以上操作条件下，原料在催化剂的作用下进行催化裂解反应。反应产物进入到快速分离器5进行油气和催化剂分离，其中85wt％以上的失活催化剂与油气分离，其余随油气进入旋风分离器6做进一步分离，沉降器3的作用是使催化剂在操作气速低于0.2m/s的空间内进行沉降分离，降低催化剂随油气的跑损量。反应油气从沉降器顶部的出口11离开反应系统，至后系统产品分离得到富一氧化碳燃气，一氧化碳含量高于30％。
45.最后应说明的是：以上实施例仅用以说明本发明的技术方案，而非对其限制；尽管参照前述实施例对本发明进行了详细的说明，本领域的普通技术人员应当理解：其依然可以对前述各实施例所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分技术特征进行等同替换；而这些修改或者替换，并不使相应技术方案的本质脱离本发明各实施例技术方案的精神和范围。