一种粉煤制取油品及合成气的集成装置及方法

一种粉煤制取油品及合成气的集成装置及方法
【专利摘要】一种粉煤制取油品及合成气的集成装置及方法。该集成装置由集成反应系统、循环回料系统以及深度分离净化系统构成。集成反应系统由气化段、快速热解段组成。气化段为氧气或空气鼓风湍流流化床气化炉。床层的高度和密度不是通过低流化速度来维持，而是通过高气流速度和高固体循环速度来维持。气化段的碳来自快速热解段。气化段产生的合成气与其所携带的固体颗粒同时作为快速热解段的热源。快速热解段是一个循环流化床反应器。热解段内的循环物料和气化段的煤气及固体颗粒混合后，两股物流的温度基本接近热阶段的温度从而使刚加入的煤不会和来自气化炉的高温煤气和颗粒在热阶段相接触。
【专利说明】-种粉煤制取油品及合成气的集成装置及方法

【技术领域】
[0001] 本发明涉及一种含碳原料制取油品及合成气的集成装置及方法，特别涉及一种粉 煤制取油品及合成气的集成装置及方法。

【背景技术】
[0002] 煤制油是一种非常重要的化工工艺。迄今为止，虽然不断有新增的石油探明储量， 但作为常规的化石能源，煤炭的探明储量依然比石油丰富，这一点对于煤炭储量丰富但石 油储量不足的国家而言，至关重要。直接或间接煤液化技术是一种资本密集型产业，且存在 着煤转化效率低下、工艺复杂、相对可靠性低以及建设周期长等的缺点。与其形成鲜明对比 的是，热解技术却可以分别从煤炭、生物质中提取出30%、70%的焦油，工艺效率高且成本低 廉。
[0003] 将含碳原料转化为液体产品的有效方法之一便是快速热解。由Martin A. Elliott 主编的 Chemistry of Coal Utilization Second Supplementary Volume 一书中，Howard 在P665-784中和其他文章表明，提高升温原料的升温速率，降低热解操作压力，减小进料 煤粉的颗粒粒径，增加惰性颗粒物的循环速率，缩短热解产品的焦炭的接触时间和减少热 解时间，降低热载体与原料的温差都会改善焦油的产率。可惜的是迄今为止，还没有一个热 解装置能包容多数这些有利条件。
[0004] Freel等人的专利US5, 961，786公布了一种生物质热解方法，该专利显示，增加固 体循环量与新鲜进料量之间的比例，避免循环半焦与进料接触可以使液收率由55%提高至 70%。在此专利中，生物质在一个输运床中进行热解，但其本质上属于循环流化床反应器。对 熟知流化床运行(操作)的人而言，很容易就可以发现，专利US5, 961，786所涉及的输运床难 于运行，因为一级旋风除尘器很难完全将热解过程中产生的细焦粉捕获。如果不将热解气 中的细焦粉去除，热解产生的焦油中将含有大量的焦炭颗粒。而细焦粉与焦油一旦形成粘 浆，对二者实施分离的难度将非常大。更糟糕的是，这些焦粉与焦油相接触，有助于焦油再 聚合成焦炭，从而减少焦油的收率，增加重质焦油。因此，很好的分离焦油和焦粉是所有热 解工艺必须解决的问题。实际上，这个发明的最大问题在于如何向热裂解装置供热。专利 的数据是基于电加热。一旦放大，加热问题必须解决。虽然专利中提到可以用燃烧残碳的 方法，但没有说明怎样供热，也没有认识到高温热载体和原料接触会降低焦油的产率。Che 等人的文章就注意到电加热装置中焦油产率高于其他热载体。显然，电加热的床内温度更 接近热源温度，可以避免让煤和更高温热源接触。当固体作为热载体时，热载体的温度往往 比新加入的原料高得多。高温会使焦油裂解，从而降低焦油产率。
[0005] 实现热解产物中气-液-固三相的有效分离是Seglin与Bresler等人在 Chemistry of Coal Utilization Second Supplementary Volume 一书的第 13 章（P776) 中所列举的热解工艺面临的众多挑战之一。Seglin与Bresler在Chemistry of Coal Utilization Second Supplementary Volume 一书中还对另外一种为人们所熟知的流化床 热解工艺，COED工艺进行了介绍。该工艺属于一种气相为热载体的多段操作工艺，工艺流 程中包括了一个典型的四段式反应系统：原料煤的颗粒小于3mm经预处理段，两段煤热解 段及半焦焚烧段。在该体系中，半焦燃烧产生的烟气为第二段煤热解提供热量，二段热解炉 的所有气体都为一段热解炉提供热量。熟知该工艺的人会发现，实际上只需将少量的煤进 行燃烧便可以提供煤热解所需的热量（Seglin与Bresler给出的比例为5%)，该工艺中，煤 热解产生的大量焦炭其实没有被很好的加以利用。煤热解过程产生的过量半焦是包括COED 工艺及US5, 961，786所公开的工艺在内所有快速热解技术都面临的一个挑战。为了防止过 量焦炭的产生，可以将该工艺流程延伸一步，即将热解工艺与流化床气化炉组合。另外，在 COED工艺以高温气体作为热载气，为防止粘结煤结焦，采用了多容器气固逆流的方式来加 热固体，在两个热解炉中，热载气的温度与固体的温差介于75到200°C之间。很可能由于这 个原因使COED的焦油产率在ll-22wt%。但由于气体热载体不会使物料快速升温，此工艺的 焦油产率低于快速热解所能达到的焦油产率。
[0006] 迄今为止，给热解供热的方法有两种：用气体作为热载体和固体作为热载体。用 气体作为热载体，操作相对简单，但加热速度低，焦油产率也低。用固体作热载体，加热速度 快，焦油产率高，但操作困难。同时用固体作为热载体，还要额外的气体来流化热解炉，从而 进一步增加操作困难。不管用气体还是固体做热载体，只要热载体的温度高都会降低焦油 的产率。
[0007] 专利US4, 186, 079中，Roberts等人公开了一种对减压浙青进行热解，以制取重质 及轻质液态产品、气态烃与焦炭的工艺方法。这是一个典型的用固体作为热载体的例子。该 工艺中包括热解炉、气化炉和焚烧炉。将重油加入到热解炉中，将热解炉产生的半焦投入焚 烧炉中进行燃烧，分离出来的重质油送到气化炉，焚烧炉加热的高温热固体送到气化炉的 作为热源来气化重质油品。气化炉中产生的高温固体温度高达1900°C，进入热解炉作为热 载体，将所携带的热量用于热解反应。虽则该工艺对减压浙青的热解在理论上和实践中可 能行得通。由于浙青质比固体物料容易裂解，热解过程不会产生大量的焦炭，因此，焚烧炉 的热量不会大量过剩。但是对固体物料而言，其实施的难度仍然较大。如果将该工艺用于 煤热解，热解炉大约会产生60?70%的焦炭，焚烧炉中燃烧这些焦炭所释放的热量将远大 于气化炉用来气化重质焦油所需的热量。当然也会大于热解炉所需的热量。因此导致热解 炉、气化炉与焚烧炉三个反应器的热量平衡很难保持。和其他以固体作为热载体的工艺一 样，热解炉也需要额外的流化气，增加了操作的复杂性。同时，当高温热载体和原料接触也 会降低焦油产率。此专利没有给出如何维持热解炉、气化炉与焚烧炉三个反应器的热量平 衡，而工业经验普遍认为煤热解所需热量约占焦炭燃烧释放能量的5%?10%。在该集成装 置中，涉及固体产物在三个反应器内的循环：热解炉中产生的半焦进入焚烧炉，焚烧炉的热 固体作为热载体进入气化炉，气化炉中产生的高温固体又作为热载体进入热解炉。要实现 固体物料在三个反应器中的连续循环就要求每一个循环回路都有较高的固体颗粒捕集效 率。任一个颗粒捕集设备中捕获颗粒的流失都会导致整个工艺循环难以实现。三个反应器 间固体颗粒的循环还要求格外注意三个反应器的压力平衡。任一反应器运行状况不佳，都 将导致整个集成反应装置体系的正常运行陷入困境。这里还有一个潜在的问题，那就是在 大约1000°C的高温及较高的固体物料循环流速条件下，通过任何一种价格合理的机械式阀 门来实现燃烧室及气化炉中固体流量的精准控制都是不现实的。另外一个更加严峻的现实 情况是，所有类似的集成工艺中的焚烧炉中都会产生大量的烟气。现如今，出于环保要求， 焚烧炉中排放的烟气中所含的亚微米级颗粒物、N0X、SOx、汞蒸汽、二噁英、游离态氯及氟都 要被去除。后续的污染物处理工序又会导致该集成装置的经济性降低。专利US8, 217, 210 同样因面临这样的缺陷而无法付诸实践。实际上，基于环保要求，所有集成热解装置应该尽 量避免污染性烟气的产生。
[0008] Davis等人的专利US3, 988, 237是另外一个气化热解集成装置的实例。此专利是 一个用气体作为热载体的加氢热解装置。虽然本专利没有详细介绍供热方式，但建议用焚 烧炉的烟气作为热载体。实际上，这个建议很难实现。烟气含氧，如果热解炉的温度低于氢 气的燃点，会有安全隐患。烟气含氮，稀释热解气的氢气，降低氢气分压。在他们的专利中， 煤在气化产生的富氢气氛中进行干馏，煤热解产生的半焦被送往气化炉中进行气化，气化 炉排出的未反应半焦则被送进焚烧炉中。但该专利仍然没有说明如何在600°C下将热解产 生的热半焦输送进气化炉，也没有说明如何通过换热器预热进料煤粉。虽然该气化炉不能 将热解产生的半焦全部气化，但是该专利仍然公开了一种利用焚烧炉内产生的熔聚热灰作 为气化反应热载体的方法。同样的，焚烧炉所产生的烟气仍然需要高昂的处理费用，因此该 工艺在经济性上仍然不可行。
[0009] 专利US4, 578, 175公开了另一个以固体为热载体的由流化床气化炉与煤粉快速 热解炉组成的装置用来生产苯，甲苯和二甲苯。从而可以避免产生烟气。气化过程中产生 的高温固体被用作煤干馏过程的热源，热解产生的半焦送到气化炉作为气化的原料，而热 解炉的流化气就是热解本身产生的煤气再循环。
[0010] 因为热解气中含有大量的H2S与水蒸汽，二者共存时对设备具有非常强的腐蚀性， 故而循环气需要先进行复杂的净化处理之后才能进入循环气压缩机。因此，该热解气化集 成装置具有两个气体净化单元，一套装置用来净化气化炉产生的煤气，另一套装置净化热 解气，这无疑会增加其运行成本及操作的复杂性。尤其是其操作的复杂性是该集成工艺技 术所面临的最严峻的挑战。另外，压力平衡的控制也是一个挑战。因为要实现热解炉温度 的有效控制，进出气化炉的循环固体量的变化范围就很小，也就是说两个反应器间的压差 控制要十分精准。由于热解炉与气化炉间的压力差是由两个反应器的气体释放速率来控制 的，而热解炉中净气产量仅为气化炉的1/5?1/10,因为热解炉中气体产生量较低，因此实 现其压力的精准控制的方法非常少，从而导致该系统的稳定运行不大现实。
[0011] 专利US4, 578, 175中工艺技术存在的第三个问题是煤粉结焦问题较难处理。以含 氢的合成气作为载气的情况下，热解炉中的煤粉很容易结焦。由于流化床返回管中循环固 体量与新鲜煤粉的比例仅为10?50:1，因而很难阻止进料粉煤黏结在一起。较高的运行成 本与操作难度致使该专利中所述的工艺仍需改进。同样，当高温热载体与原料相接触也会 降低焦油的产率。
[0012] 如上文所述，结焦问题是快速热解技术所面临的又一个难题，因为焦块有在热解 器内形成较大焦团的可能性。而焦团对热解炉的正常运行具有诸多负面影响。危害之一就 是焦团会导致液收降低，这是由于热解气中的新鲜挥发份会与焦团中的炭进行聚合反应， 生成更多的焦炭。焦团形成的另外一个负面影响便是这些焦团会沉积在流化床的底部，这 些焦团是无法流化的，大量的焦团积累可使整个流化床无法操作。解决因粘结而结焦的问 题最常用的方法就是在较低温度下对粘结性煤进行预处理。专利US3, 375, 175通过三段或 者多段热解的方法进行粘结性煤的热解，以此来防止结焦的发生。但多段热解会增加该工 艺的操作难度使其无法进行实际应用。
[0013] 专利US4, 341，598中，粘结性煤粉被喷注投入内循环流化床反应器，通过煤粉与 半焦在流化床中形成混合物来抑制煤的结焦。但是该技术在实际运行中却出现了很多问 题：由于腐蚀性气体(如H 2S气体)及固体颗粒的侵蚀与磨损作用，流化床内部的任何构件都 极有可能在短时间内损毁。热解器内循环热半焦与煤粉及热解产生的挥发份直接接触会促 进二次反应发生，因此同样会导致液收减少。同时，热解炉内循环也难以控制。所以，业界 对彻底解决粘结性煤在热解过程中的结焦问题的技术需求仍然很强烈。
[0014] 虽然有关煤的快速热解及煤快速热解-气化-燃烧集成的专利很多，然而，业内对 能够生产出纯净合成气、不含碳的灰渣，同时也有较高的液体收率而不产生污染性烟气及 半焦等副产物的新型煤热解技术的需求仍然很大。此外，快速热解工艺还需要很好的解决 热解过程中出现的结焦问题，要求热解装置运行稳定，操作简便，经济性较强。


【发明内容】

[0015] 本发明的目的在于提供一种能够解决现有技术中焦油及煤气含尘量高、焦油产率 低以及环境污染大等问题，提供一种通过含碳原料的热解及热解产物的分离，生产高质量 的液体产品及合成气的粉煤制取油品及合成气的集成装置及方法。
[0016] 为达到上述目的，本发明的装置包括：包括集成反应系统、循环回料系统以及深度 分离净化系统；
[0017] 所述的集成反应系统包括气化段和快速热解段，其中气化段经高温煤气管道和夹 带颗粒管道与快速热解段相连通，快速热解段的原料入口经进煤管线与进料系统相连通， 在气化段上开设有固体循环通道，快速热解段的一个出口经循环颗粒管道与固体循环通道 相连通，气化段下端还经管路与氧气、空气及蒸汽的混合气体相连通；
[0018] 所述的循环回料系统包括经气固混合物流管道与快速热解段出口相连通的惰性 颗粒分离器，惰性颗粒分离器的分离出的惰性颗粒经惰性颗粒管道与快速热解段相连通， 惰性颗粒分离器的另一出口经管道与含碳颗粒分离器的入口相连，含碳颗粒分离器分离出 的含碳颗粒经含碳颗粒管道与气化段相连通，经含碳颗粒分离器分离出的初级净化气送入 深度分离净化系统，经分离后的油品、合成气分别经油品管道及合成气管道送出。
[0019] 所述的气化段的下端经高温灰渣管道与灰渣处理器相连通，灰渣处理器烟气经烟 气管道与气化段相连通，灰渣处理器的下端设置有冷却器，且灰渣处理器还经管道与氧气、 空气及蒸汽的混合气体相连通。
[0020] 所述的循环颗粒管道上还安装有料位控制器，且位于料位控制器后端的循环颗粒 管道还与吹扫气相连。
[0021] 所述的固体循环通道的数量为1?16条。
[0022] 所述的快速热解段为循环流化床热解炉，快速热解段的操作压力为0. 12?IMPa， 操作温度为450?850°C
[0023] 所述的气化段为流化床气化反应炉，其操作温度为950?1150°C。
[0024] 所述的惰性颗粒与来自气化段的高温煤气和夹带颗粒之和的质量比为40?150。
[0025] 所述的混合物料入口在原料煤进料口的下部至少1米处。
[0026] 所述的进煤管线喷注进料线速度为50?150m/s，同时进料口有一个向上的与坚 直方向呈小于45°的倾角。
[0027] 本发明的方法如下：
[0028] 经过磨煤系统之后的原料煤由进料系统经进煤管线进入快速热解段的提升管内， 快速热解段以循环流化床的模式运行，从气化段来的气固混合载体与快速热解段内部的颗 粒物料在快速热解段的底部相混合，随后，惰性颗粒分离器分离所得的惰性固体循环进入 快速热解段的提升管从而在内循环中形成一个闭合回路，惰性颗粒分离器分离出的半焦的 固体颗粒经含碳颗粒分离器分离后回流至气化段与氧气或空气和蒸汽组成的气化剂进行 反应，产生高温煤气及夹带颗粒进入快速热解段，快速热解段的循环颗粒在重力的作用下， 通过固体循环通道从快速热解段进入到气化段并均匀分布在气化炉中，高温灰渣从气化段 排出，进入灰渣处理器，高温灰渣中残余碳组分转化为烟气再次送入气化段，含碳颗粒气固 分离器中进行气、固分离所得到的初级净化气再经深度分离净化系统进行深度除尘净化处 理得到油口和合成气。
[0029] 所述的惰性颗粒分离器分离所得的惰性固体循环量对原料煤的质量循环倍率比 为200?500,对高温煤气及夹带颗粒的质量循环倍率为50?300。
[0030] 所述的质量循环倍率保证了快速热解段是一个几乎等温的反应器，从而保证了来 自气化段的高温煤气及夹带颗粒在接近热解反应温度450?850°C下相接触，而不是在气 化段的温度下相接触。
[0031] 所述的质量循环倍率使原料煤的加热速率为10, 000?100, 〇〇〇°C /s。
[0032] 所述的惰性固体用来与原料煤相混合，避免粘结性煤颗粒相互接触，用来加工粘 结性煤不用预处理。
[0033] 本发明能从含碳原料中提取高产率的轻质焦油并生产合成气，此装置及方法能达 到碳转化率98%以上。。
[0034] 本发明实现了原料的快速热解，进料煤粉的最大粒径小于1mm，增加惰性颗粒物对 原料的循环倍率，缩短热解产品与焦炭的接触时间和减少热解时间，第一次实现了热载体 和热解炉的固体近等温。
[0035] 本发明的气化段为流化床气化反应炉，接纳来自快速热解段产生的含碳颗粒，并 与氧气或空气和水蒸汽进行反应产生高温煤气。
[0036] 气化段和快速热解段之间还设置有固体固体循环通道，用来将循环颗粒从快速热 解段在重力的作用下送到气化段并均匀分布在气化炉中。
[0037] 快速热解段为循环流化床热解炉，接纳进料系统通过进煤管线输送的原料煤，以 惰性颗粒分离器而来的惰性颗粒及气化段而来的高温煤气及夹带颗粒作为热载体，实现原 料煤与热载体的高效、快速传热及传质，进行快速热解反应。
[0038] 来自气化段的高温煤气和夹带颗粒与快速热阶段的惰性颗粒在热解炉提升管的 底部相混和，混合物料的温度与快速热阶段的操作温度之差小于KTC，从而避免气化段的 高温煤气和夹带颗粒与新加入的原料煤直接接触，在近等温热载体的混合物料的作用下会 增加煤焦油的产率。
[0039] 所述的惰性颗粒与来自气化段的高温煤气和夹带颗粒之和的质量比为40?150。
[0040] 所述的高温煤气和夹带颗粒组成的气固混合物流在快速热阶段至含碳颗粒分离 器之间的停留时间小于2秒。
[0041] 所述的惰性颗粒可用来减少焦炭和热解气相产物的接触。
[0042] 所述的快速热解段的操作压力为0? 12?IMPa，操作温度为450?850°C。
[0043] 灰渣处理器还设有冷却器，可以将高温灰渣冷却至100?150°C。
[0044] 所述的高温灰渔的粒度大于0. 5?1mm，小于0. 5?Imm的高温灰渔颗粒被烟气带 入气化段，从而提高碳转化率。
[0045] 所述的灰渣处理器的正常操作温度范围为1000?1200°C，比气化段的操作温度 高50°C以上。
[0046] 所述的灰渣处理器接纳气化段排出的高温灰渣，在氧气或空气和少量蒸汽的作用 下，对高温灰渣进行深度转化处理，去除其所含的碳组分。
[0047] 所述的惰性颗粒分离器从气固混合物流中分离出的惰性颗粒返回快速热解段的 原料注入口的下部。
[0048] 所述的含碳颗粒分离器分离出的含碳颗粒输往气化段进行气化，以产生同时作为 流化气与热载体的高温煤气及夹带颗粒。
[0049] a、气化段是一个稳态或湍流流化床，床层中气体表观速度大小范围为0. 3?2m/ s ；
[0050] b、气化段的反应温度主要通过快速热解段与气化段的循环颗粒的循环速率进行 控制；
[0051] c、通过向气化段注入蒸汽或将气相循环至密相区上层来控制气化段的气体表观 床层密度；
[0052] d、快速热解段的温度主要通过气化段的高温煤气的温度及夹带颗粒的质量流量 来控制；
[0053] e、原料煤通过时煤管线加入到快速热解段的提升管内。
[0054] f、快速热解段中心提升管中固体颗粒的平均床层堆积密度范围为200?500kg/ m3 ；
[0055] g、进入快速热解段的惰性颗粒与原料煤质量流量比范围为200?500 ;
[0056] h、原料煤进入快速热解段之后，在10, 000?100, 000°C /s的加热速率下被快速加 热至热解所需的温度。此快速升温是通过原料煤与高循环物料相混合来实现的。
[0057] i、快速热解段进料原料煤的平均粒径范围为80?300 ym，惰性颗粒和循环颗粒 的平均粒径范围为60?110 ii m。
[0058] j、从快速热解段至气化段的循环颗粒的循环量可通过吹扫气的量来控制；
[0059] k、快速热解段的位置高于气化段，从而循环颗粒可以利用重力从快速热解段循环 到气化段；
[0060] 1、循环颗粒从快速热解段到气化段可以通过固体循环通道来循环。固体循环通道 中循环颗粒的流动及停止由吹扫气的关停来控制，也可以通过料位控制器来控制；
[0061] m、从气化段到快速热解段的夹带颗粒是通过高温煤气的携带来完成；
[0062] n、气化段中加入的蒸汽有助于提高热解炉中的焦油产率；
[0063] 〇、通过控制惰性颗粒高的循环速率可使本装置适用于粘结性原料煤而不需热处 理。
[0064] 本发明的快速热解段实质上属于循环流化床反应器，且其提升管中颗粒堆积密度 也较大。快速热解段提升管中气体表观速度大小范围为7?40m/s，该表观速度大小是由进 料的性质决定的。提升管中固体颗粒的平均床层密度范围为200?500kg/m3,具体大小取 决于输送颗粒的真密度。此处要特别强调的是，提升管中输送相的气含率为0. 8?0. 85。 [0065] 对非粘性含碳原料如褐煤与生物质进行热解时，提升管中循环固体颗粒与进料的 质量比范围为200?300 ;对粘性煤进行热解时，提升管中循环固体颗粒与进料的质量比范 围为200?500。要提高固体颗粒的比循环量，可以通过提高快速热解段气相表观速度与返 回管中固体料位高度得以实现。
[0066] 循环回路中固体颗粒的平均粒径范围是60?IlOii m，床层中的颗粒物料全部来 自粉煤气化反应。为了产生最终的平衡颗粒尺寸，进料颗粒的尺寸要进行调整，由此一来， 进料煤粉平均尺寸的最佳范围为80?300 ii m。
[0067] 快速热解段的最佳操作压力为0? 12?IMPa，快速热解段的操作温度为450? 850°C，气化段的操作温度范围为950?1150°C，灰渣处理器的操作温度范围为1000? 1200。。。
[0068] 本发明的特点是含碳物质的加热速率高，焦油产率高，近于完全碳转化，该集成装 置产生的合成气可用于下游化工产品的生产。

【专利附图】

【附图说明】
[0069] 图1为本发明的整体结构示意图。
[0070]图中：1、原料煤；2、进料系统；3、进煤管线；4、快速热解段；5、高温煤气管道；6、 夹带颗粒管道；7、气化段；8、灰渣处理器；9、高温灰渣管道；10、烟气管道；11、冷却器；12、 低温灰渣；13、气固混合物流管道；14、惰性颗粒分离器；15、惰性颗粒管道；16、循环颗粒管 道；17、料位控制器；18、固体循环通道；19、含碳颗粒管道；20、氧气；21、蒸汽；22、含碳颗 粒分离器；23、初级净化气管道；24、深度分离净化系统；25、油品管道；26、合成气管道；27、 吹扫气；28、空气。

【具体实施方式】
[0071] 下面结合附图对本发明作进一步详细描述。。
[0072] 参见图1，包括集成反应系统、循环回料系统以及深度分离净化系统24 ;
[0073] 所述的集成反应系统包括气化段7和快速热解段4,其中气化段7经高温煤气管 道5和夹带颗粒管道6与快速热解段4相连通，快速热解段4的原料入口经进煤管线3与 进料系统2相连通，在气化段7上开设有固体循环通道18,快速热解段4的一个出口经循环 颗粒管道16与固体循环通道18相连通，气化段7下端还经管路与氧气20、空气28及蒸汽 21的混合气体相连通；
[0074] 所述的循环回料系统包括经气固混合物流管道13与快速热解段4出口相连通的 惰性颗粒分离器14,惰性颗粒分离器14的分离出的惰性颗粒经惰性颗粒管道15与快速热 解段4相连通，惰性颗粒分离器14的另一出口经管道与含碳颗粒分离器22的入口相连，含 碳颗粒分离器22分离出的含碳颗粒经含碳颗粒管道19与气化段7相连通，经含碳颗粒分 离器22分离出的初级净化气23送入深度分离净化系统24,经分离后的油品、合成气分别经 油品管道25及合成气管道26送出。
[0075] 所述的气化段7的下端经高温灰渣管道9与灰渣处理器8相连通，灰渣处理器8 烟气经烟气管道10与气化段7相连通，灰渣处理器8的下端设置有冷却器11，且灰渣处理 器8还经管道与氧气、空气及蒸汽的混合气体相连通。
[0076] 所述的循环颗粒管道16上还安装有料位控制器17,且位于料位控制器17后端的 循环颗粒管道16还与吹扫气27相连。
[0077] 所述的固体循环通道18的数量为1?16条。
[0078] 所述的快速热解段4为循环流化床热解炉，快速热解段4的操作压力为0. 12? IMPa，操作温度为450?850°C
[0079] 所述的气化段7为流化床气化反应炉，其操作温度为950?1150°C。
[0080] 所述的惰性颗粒15与来自气化段7的高温煤气5和夹带颗粒6之和的质量比为 40 ?150。
[0081] 所述的混合物料入口在原料煤1进料口的下部至少1米处。
[0082] 所述的进煤管线3喷注进料线速度为50?150m/s，同时进料口有一个向上的与坚 直方向呈小于45°的倾角。
[0083] 经过磨煤系统之后的原料煤1由进料系统2经进煤管线3依进入快速热解段4的 提升管内。最佳的进料粉煤平均粒度范围为80?300 ym。对低阶含碳原料，如褐煤而言， 进料的含水率最好小于20%，对生物质而言，进料的含水率要小于5%。进料含水率对快速热 解段4及气化段7的正常运行影响不显著，但对进料系统2有一定影响。
[0084] 进料系统2输出的原料煤1经由进煤管线3进入快速热解段4。在实际运行过 程中，原料煤1沿着进煤管线3高速喷注进入快速热解段4中，喷注进料线速度高达50? 150m/s，同时进料口最好要有一个向上的与坚直方向呈小于45°的倾角。在快速热解段4 上安装一个向上流的进料喷嘴对于防止原料煤1在快速热解段4中停留时间过长至关重 要。
[0085] 在正常运转情况下，快速热解段4将会以循环流化床的模式运行。其提升管中气 体表观速度范围是6?40m/s。但在实际运行过程中，循环流化床快速热解段4的具体结 构却千差万别。与专利US7, 771，585所公开的内容相类似，典型的循环流化床热解炉由提 升管、旋风分离器及直立管料腿等部分构成。此外，根据需求，快速热解段4也可以设计成 一个类似于专利申请US20040100902中所公布的内循环流化床反应器。在内循环流化床反 应器中，含碳物料、载气和来自气化段7的循环固体都被输进快速热解段4的中心提升管。 从气化段7来的气固混合载体与热解炉内部的颗粒物料在热解炉的底部相混合，混合物料 入口在原料煤1进料口的下部至少1米处。此混合物的温度与热解炉的温差不大于KTC。 这股物料和原料煤1混和后会使原料煤1的温度迅速达到操作温度，因为循环颗粒15对原 料煤1的质量比在200?500。随后，分离器中分离所得的惰性固体跌落进中心管外壁与热 解炉内壁之间的环隙中，中心管底部的固体颗粒将循环进入提升管从而在内循环中形成一 个闭合回路。快速热解段4中产生的主要成份为半焦的固体颗粒经含碳颗粒分离器22分 离后进入气化段7中进行气化。
[0086] 一旦原料煤1进入快速热解段4的提升管以后，新进入反应体系中的粉煤颗粒周 围将会发生一些非常重要的现象，一个现象是提升管中的固体颗粒从喷射口入口下部被卷 入高速运动的射流流体，从而形成粉煤颗粒与惰性颗粒在提升管中的第一次混合。第二个 现象是进料粉煤射流与惰性固体颗粒流体的整体混合。虽然提升管中的气体与惰性固体颗 粒的速度范围为6-40m/s，远低于粉煤射流50-150m/s的速度，但是由于提升管的直径远大 与粉煤喷射入口直径，因此提升管中颗粒的质量流量与速度乘积即提升管中物料的动量比 喷射入口处的粉煤动量大很多。由此导致动量较大的物料将吸收动量较小者的动量，二者 融合以后进一步混合。快速混合与大量的高温惰性固体颗粒的存在保证了粉煤颗粒瞬间就 被加热升温。粉煤颗粒很快被加热到热解所需温度，其加热速率大小要大于10, 〇〇〇°C /s， 甚至会高达100, 〇〇〇°C /s,此快速升温是通过原料煤1与高循环物料相混合来实现的。而 众所周知，快速升温有利于提高焦油产率。
[0087] 快速热解段4提升管内的气流主要来自于气化段7,气化段7中所产生的高温煤 气5组成为CO :30?45%，CO2 :6?18%，H2 :20?40%，H2O : 10?15%。高温煤气5中的组 分H2、H20、CO2可以有效抑制半焦与原料煤1初始阶段脱除挥发份后所得产物之间的反应， 即可以提高整个热解工艺的焦油收率。
[0088] 快速热解段4提升管最适宜的操作温度为450?850°C，操作压力为0? 12?IMPa。 低温热解对象生物质、年轻褐煤等原料比较适用，其液体产物收率在450?550°C下达到最 高。在550?650°C条件下进行煤热解时当煤焦油为目的产物时其产率最高，对煤焦油进行 深加工可以得到轻质的汽油、柴油及煤油等石化产品。在650?850°C适合烟煤的热解，用 于生产苯，甲苯，二甲苯及其他的烯烃等碳氢化合物。本发明提供了一种在适宜的实验条件 下使进料快速升温以在较高的温度下热解含碳原料生产轻组份的工艺方法。
[0089] 快速热解段4属于循环流化床反应器，其提升管中颗粒堆积密度也较大。快速热 解段4提升管中气体表观速度大小范围为6?40m/s，该表观速度大小是由进料的性质决定 的。提升管中固体颗粒的平均床层密度范围为200?500kg/m 3,具体大小取决于输送颗粒 的真密度。此处要特别强调的是，提升管中输送相的气含率为〇. 8?0. 85。
[0090] 自快速热解段4提升管顶部出装置的气固混合物流13随即进入惰性颗粒分离器 14,实现气体与惰性颗粒15的分离。惰性颗粒15可用来减少焦炭和热解气相产物的接触。 惰性颗粒分离器14若采用旋风分离器，则其气固分离效率将大于99. 5%。当然，惰性颗粒分 离器14可以采用已实现工业应用的任何一种气-固分离设备。不过最适宜的分离设备仍 然是粗旋风分离器，因为它主要捕集的是惰性颗粒15,而含碳颗粒19基本没有被捕获，因 此惰性颗粒15中的固体颗粒含碳量小于0. 1%。颗粒中碳含量较低的主要原因是惰性颗粒 15与进料原料煤1质量流量比值高达200?500,且这一比值会根据热解原料的具体性质 加以调整,惰性颗粒15和循环颗粒16的平均粒径范围为60?110 ii m。
[0091] 惰性颗粒15进入快速热解段4的提升管会立即与来自气化段7的热载体混合。由 于惰性颗粒15对高温煤气5和夹带颗粒6组成的热载体加和之比为40?150,混合物流与 热解炉的最大温差应小于KTC。高温煤气5和夹带颗粒6组成的气固混合物流13在快速 热阶段4至含碳颗粒分离器22之间的停留时间小于2秒。混合物流再与新加入的原料煤 1混合后达到热解炉的操作温度。以小温差、快速混合的办法来实现快速热解，从而提高焦 油的产率。
[0092] 循环颗粒16在重力的作用下，通过固体循环通道18从快速热解段4进入到气化 段7并均匀分布在气化炉中。循环环通道18的数量根据操作条件的不同可设置为1?16 条。固体循环通道18中循环颗粒16的流动及停止由吹扫气27的关停来控制，也可以通过 料位控制器17来控制。对非粘性煤或者生物质进行热解时，惰性颗粒15循环物流与原料煤 1的质量流量比范围为200?300,对粘性煤进行热解时，此质量流量比范围为300?500。 惰性颗粒15与进料原料煤1质量流量比如此之高，就保证了含碳颗粒19与惰性颗粒15混 合物中含碳颗粒19的质量分数介于0. 2%到0. 5%。混合物中较低的碳含量对于提高快速热 解段4最终的焦油收率至关重要。另外，通过控制惰性颗粒15高的循环速率可使本装置适 用于粘结性原料煤1而不需热处理。
[0093] 携带少量细焦粉颗粒的气体将进入含碳颗粒气固分离器22,含碳颗粒19将与热 解气实现有效分离。含碳颗粒气固分离器22分离得到的含碳颗粒19将回流至气化段7与 氧气20或空气28和蒸汽21组成的气化剂进行反应，产生高温煤气5及夹带颗粒6。气化 段7中加入的蒸汽21还有助于提高快速热解段4中的焦油产率。气化反应产生的含碳量 为30%的高温灰渣9从气化段7排出，进入灰渣处理器8。在灰渣处理器8内，高温灰渣9 继续与另一股由蒸汽21和氧气20或空气28组成的气化剂进行反应，将高温灰渣9中残余 碳组分转化为烟气10。高温灰渣9的粒度大于0? 5?1mm，小于0? 5?Imm的高温灰渣9 颗粒被烟气10带入气化段7,从而提高碳转化率。灰渣处理器8实质上是一个焚烧炉，其 产生的烟气10中氧的含量将小于2%。最终从灰渣处理器8外排的低温灰渣12中将不含 碳。灰渣处理器8的另外一个作用就是将高温灰渣9温度降至100?150°C。灰渣处理器 8设置了一个冷却器11，安装在灰渣处理器8的靠下位置，可以将高温灰渣9冷却至100? 150°C。除了冷却灰渣以外还可以作为控制低灰分高碳含量的颗粒在燃烧器中燃烧温度的 一种方法。灰渣处理器8的操作温度范围是1000?1200°C，比气化段7的操作温度高50°C 以上。由于灰渣处理器8是在氧化性气氛下运行的，因此要将灰分中所含的碳全部转化为 CO2将十分容易实现。
[0094] 虽然从表面上看，此灰渣处理器8与常规的焚烧炉有相似之处，那就是都用氧气 与碳反应产生以CO 2为主的烟气。但所不同的是，此灰渣处理器8将大部分碳在气化段7和 灰渣处理器8的连接管内反应掉，连接管内气体的表观速度在10?30m/s之间。在气流的 作用下，任何小于〇. 5?Imm的颗粒是不可能进入灰渣处理器8的。因为原料煤1的最大 颗粒也只有1_，而大多数碳经过热解炉的处理后都集中在小颗粒中，因此所有进入此灰 渣处理器8颗粒的必须是团聚的灰。
[0095] 含碳颗粒气固分离器22中进行气、固分离所得到的初级净化气23中仍然含有少 量的细灰颗粒，因此含碳颗粒气固分离器22输出的初级净化气23物流将继续进入深度分 离净化系统24进行深度除尘净化处理。此处需要注意的是，深度分离净化系统24包括热 解气深度除尘，在最佳的实施方案中，深度除尘应该有两级除尘。第一级是另一个气固分离 装置，例如多管式旋风分离，机械驱动的旋风分离器。在这级分离中，热解气中的含尘量小 于500ppm，实践经验证明可以小于200ppm。第二级除尘包括用重油在一个洗涤塔内除尘， 在这级除尘过程中煤气也得到初步冷却。这级除尘后的煤气温度应该在300?450°C之间。 [0096] 这个阶段的净化应包括至少一级文丘里冷凝器及随后的喷淋冷凝器。分离出来的 焦油可以通过蒸馏塔来分离出油品25。最终，深度分离净化系统24输出的合成气26组分 输出后进入后系统。合成气26可用来合成化工产品或用来作为燃料。冷凝分离所得的焦 油组分进入后续的深度加氢及蒸馏塔。同时还会产生一定量的高温蒸汽。
[0097] 气化段7可以是稳态或者湍流流化床。根据快速热解段4操作温度的需求，气化 段7由气化反应产生的同时作为循环气注入快速热解段4的高温煤气5的表观流速范围在 0. 3?2m/s之间。通过向气化段7注入蒸汽21或将气相循环至密相区上层来控制气化段 7的气体表观床层密度。具体而言：低阶煤与生物质进行热解时，气体表观速度将在0. 3? lm/s范围内变化，烟煤热解时，表观气速在0. 5?1. 2m/s范围内变化，当目标产品以焦油为 主时，表观气速在0. 8?2m/s范围内变化。调节气化段7中物料的表观速度的主要目的是 为了通过控制从气化段7中进入快速热解段4的高温煤气5及其夹带颗粒6的量来实现对 快速热解段4反应温度的调整。因为气化段7中物料的温度通常要高于快速热解段4,因为 一旦由气化段7进入快速热解段4,会与惰性颗粒15相混合，混合物的温度会接近与热解炉 的操作温度。但热载体的总量还是可以改变热解炉的温度。
[0098] 换言之，如果出于生产轻质产品如苯、甲苯、二甲苯或者热解产物中要得到较高的 气体产量，而允许快速热解段4在较高温度下运行，则气化段7中输出的气-固混合物质量 流量就要高于快速热解段4在低温下运行时所对应的气化段7输出物流的流量。因此，通 过调整气化段7进入快速热解段4的物料流量大小来实现快速热解段4温度的调节也是本 发明的优势之一。
[0099] 简单的从物质及能量平衡的角度讲，对煤热解气化技术非常熟悉的人就会意识到 本发明提供的快速热解气化集成装置不会产生过剩的焦炭或者半焦。根据工业运行经验， Ikg煤热解后可产生0. 6?0. 7kg半焦。在纯氧气化炉中，对热解生成的半焦进行气化，可 以生产1. 2?I. 4kg合成气。反过来，即使Ikg上述半焦气化产生的合成气量达到最大值 1. 4kg，气体温度为1000°C，要通过这些合成气将Ikg冷煤粉加热至600°C也是不大可能的。 此外，热解炉本身还有热损耗，且原料煤1还需要使用CO 2或者循环合成气进行输送，显然 这些热量是不够的，就需要向气化段7中额外供应少量的氧气20或空气28,而额外供应的 氧气20或空气28与焦炭进行反应，又会提高气化段7的炉温，这种操作是不允许的，因为 气化段7的温度不能过高，通常要求炉温要比灰渣的融化温度低30?130°C，或许继续向 气化段7中增加蒸汽21的供应量可以解决这个问题。但是仅仅为了控制炉温而向气化段 7中通入蒸汽21将是不明智的做法。因为额外通入的蒸汽21仍然需要通过后续的冷凝处 理从油气混合物中分离出来，这无疑又增加了油水分离的负担。另外，在本工艺中，气化段7 输出的油气混合物中分离得到的含水冷凝液也不能重复使用，因为水蒸汽在冷凝过程中已 经受到油类及灰尘的污染，而这无疑也会增加锅炉水的处理成本，进而抬高煤化工工艺所 产生废水的处理成本。
[0100] 本发明提供了一种通过将循环颗粒16循环进气化段7来解决其炉温控制问题的 切实可行的方案。循环颗粒16温度与快速热解段4的炉温相当，并且这些颗粒上的碳含量 也比较低。绝大多数的含碳颗粒19将从惰性颗粒分离器14中逃逸，主要原因是含碳颗粒 19的密度约是循环颗粒16密度的一半，且含碳颗粒19外形比循环颗粒16要不规则并且含 碳颗粒的粒径也比较小。由此一来，温度较低的循环颗粒16进入气化段7后将会使气化段 7温度明显下降，而这些循环颗粒16又会作为热载体将热量带回热解炉。
[0101] 当对低变质煤或者生物质等挥发份含量较高的物料进行热解时，所产生的半焦量 较少，不足以提供气化所需热量，在此情况下，就需要向气化段7中额外补充煤粉或者其他 的含碳物料，以产生足够多的高温合成气，进入快速热解段4中为原料煤1的热解提供热 量。
[0102] 气化段7中产生的高温煤气5将作为热源物质进入快速热解段4。由气化段7进 入快速热解段4的高温煤气5所携带的夹带颗粒6也是热载体，因为高温煤气5所携带的 显热不足以提供热解所需的热量。本发明与已有的技术存在着明显的不同。如前所述，在 现有技术中，以焚烧炉中的高温固体或者气化段7中的高温煤气5作为快速热解段4热源 物质已经有很多详细的阐述。以高温煤气5作为热源，显热不足以提供热解所需的热量，如 此一来，热解气化集成也就名不副实。也就是说，为了实现热量平衡，集成装置需要配备一 个巨大的气化设备而热解装置则要小很多。只有约25?40%的煤用于热解，其余的煤和热 解半焦都要进入气化炉以维持煤气化与煤热解之间的热量平衡。而本发明中，通过向灰渣 处理器8加一定的氧气20,与含碳颗粒进行反应，通过气化反应所释放出的热量将出自快 速热解段4进入气化段7的含碳颗粒19加热至气化所需温度。从而真正意义上实现了热 解与气化的集成集成。
[0103] 本发明与单独用气体作为热载体或单独以固体作为热载体的工艺有本质的区别。 以气体作为热载体的工艺，当气体和煤接触时，在稀相气流输送过程中进行热解，由于气体 和固体颗粒的传热、传质速率都相对较低，煤颗粒的加热速率低，因此焦油产率低，半焦产 率高。以固体作为热载体的工艺，需要大量的流化气体来实现流化床的热解过程，这些气体 几乎必须来自循环气。如前所述，这些循环气必须通过净化处理，这样无疑会增加运行成 本。与此同时，这些合成气一般进入热解炉的温度较低，需要另外的热固体来加热，从而需 要加大固体循环量。当固体循环在两个反应器之间进行，并且高温物流不能用任何阀门来 控制，两个反应器的压力控制是个大问题。同时，固体热载体的高温物流与原料相接触也会 造成焦油二次裂解，从而降低焦油产率。本发明采用气-固两相的混合物作为热载体，并且 快速热解段4内部有大量固体循环，从而达到快速热解的目的。
[0104] 欲实现快速热解段4炉温在较宽范围内的有效控制，就要很好的控制自气化段7 循环回流进快速热解段8中的固体颗粒总量。而控制进入快速热解段8中所夹带的夹带颗 粒6量的大小主要是通过调节热解循环流化床床层高度来实现的。增大循环气体表观速 度，就可以增大热解循环流化床的流化速度，进而增加自气化段7进入快速热解段4的夹带 颗粒6的质量，最终实现热解炉炉温的小幅调整。
[0105] 自气化段7循环回热解炉的气固混合流体质量流量与热解炉中新鲜含碳进料的 质量流量比范围为2?6,这个比值范围取决于快速热解段4及气化段7的操作温度。
[0106] 气化段7的最佳操作温度范围为950?1150°C，气化段7的反应温度还可以通过 快速热解段4与气化段7的循环颗粒16的循环速率进行控制。低温适用于热解低阶煤和 生物质，高温适用于热解粘性煤如烟煤。气化段7气化的最终目的不是将自热解炉而来的 物料中所含的碳全部转化，而是为了生产具有较高CO与H 2含量的合成气。为了保证气化 炉中有一定的固体物料持料量，需要从快速热解段4中引出一条物料线，将快速热解段4中 的固体半焦输入气化段7中。从快速热解段4中抽取固体可以通过很多方式来实现。
[0107] 方法之一就是从热解炉提升管中引出物料线，由于快速热解段4的位置高于气化 段7,因而循环颗粒16可以依靠自身重力从快速热解段4进入气化段7,相应的，侧线分离 所得的气体将在热解炉上部或者由气固分离器入口处重新进入热解炉提升管。
[0108] 含有小部分半焦粉颗粒的气体还要进入深度分离净化系统24,深度分离净化系统 24通常都包含了一个深度分离单元，该深度分离单元一般由多级旋风分离系统组成，在深 度处理单元中实现气体中大多数焦粉的分离，具体方法如专利US7, 547, 427所述。含有更 细的灰尘的合成气继续进入以热解油为冷凝液的冷凝分离段。设置冷凝分离段的主要目的 有两个：一是去除仍然留在气相中的细焦粉，另一个作用是对350?400°C高温的合成气进 行冷却，以终止气相中半焦粉与焦油的二次反应。经过上述处理之后，气相中几乎只剩轻组 分及碳氢化合物，这些组分接着进入蒸馏塔中进行深度分离。冷凝分离所得的液体中主要 是含少量粉尘的重油，在较长运行周期内，液相产物的沸点都会低于冷却塔的操作温度。当 操作条件控制得当时，重油中粉尘含量将小于3%。
[0109] 在本发明的最佳实施方案中，所得的重油需要进入加氢反应器中进行深度处理以 制取轻质的碳氢化合物。加氢处理后所得的液体产品仍然需被输送进分离塔，分离后获取 不同的产品。分离所得的固体物质将被送入灰渣处理系统进行处理，以去除固体颗粒上吸 附的油，细灰颗粒则会吸附聚集在较大的粗灰颗粒表面而加以去除。
【权利要求】
1. 一种粉煤制取油品及合成气的集成装置，其特征在于：包括集成反应系统、循环回 料系统以及深度分离净化系统（24); 所述的集成反应系统包括气化段（7)和快速热解段（4)，其中气化段（7)经高温煤气管 道（5 )和夹带颗粒管道（6 )与快速热解段（4)相连通，快速热解段（4)的原料入口经进煤管 线（3 )与进料系统（2 )相连通，在气化段（7 )上开设有固体循环通道（18 )，快速热解段（4 ) 的一个出口经循环颗粒管道（16 )与固体循环通道（18 )相连通，气化段（7 )下端还经管路与 氧气（20)或空气（28)及蒸汽（21)的混合气体相连通； 所述的循环回料系统包括经气固混合物流管道（13)与快速热解段（4)出口相连通的 惰性颗粒分离器（14)，惰性颗粒分离器（14)的分离出的惰性颗粒经惰性颗粒管道（15)与 快速热解段（4)相连通，惰性颗粒分离器（14)的另一出口经管道与含碳颗粒分离器（22)的 入口相连，含碳颗粒分离器（22)分离出的含碳颗粒经含碳颗粒管道（19)与气化段（7)相连 通，经含碳颗粒分离器（22)分离出的初级净化气（23)送入深度分离净化系统（24)，经分离 后的油品、合成气分别经油品管道（25)及合成气管道（26)送出。
2. 根据权利要求1所述的粉煤制取油品及合成气的集成装置，其特征在于：所述的气 化段（7 )的下端经高温灰渣管道（9 )与灰渣处理器（8 )相连通，灰渣处理器（8 )烟气经烟气 管道（10)与气化段（7)相连通，灰渣处理器（8)的下端设置有冷却器（11)，且灰渣处理器 (8)还经管道与氧气、空气及蒸汽的混合气体相连通。
3. 根据权利要求1所述的粉煤制取油品及合成气的集成装置，其特征在于：所述的循 环颗粒管道（16)上还安装有料位控制器（17)，且位于料位控制器（17)后端的循环颗粒管 道（16)还与吹扫气（27)相连。
4. 根据权利要求1所述的粉煤制取油品及合成气的集成装置，其特征在于：所述的固 体循环通道（18)的数量为1?16条。
5. 根据权利要求1所述的粉煤制取油品及合成气的集成装置，其特征在于：所述的快 速热解段（4)为循环流化床热解炉，快速热解段（4)的操作压力为0. 12?IMPa，操作温度 为 450 ?850 °C。
6. 根据权利要求1所述的粉煤制取油品及合成气的集成装置，其特征在于：所述的气 化段（7)为流化床气化反应炉，其操作温度为950?1150°C。
7. 根据权利要求1所述的粉煤制取油品及合成气的集成装置，其特征在于：所述的惰 性颗粒（15)与来自气化段（7)的高温煤气（5)和夹带颗粒（6)之和的质量比为40?150。
8. 根据权利要求1所述的粉煤制取油品及合成气的集成装置，其特征在于：所述的混 合物料入口在原料煤（1)进料口的下部至少1米处。
9. 根据权利要求1所述的粉煤制取油品及合成气的集成装置，其特征在于：所述的进 煤管线（3)喷注进料线速度为50?150m/s，同时进料口有一个向上的与坚直方向呈小于 45°的倾角。
10. -种粉煤制取油品及合成气的集成方法，其特征在于： 经过磨煤系统之后的原料煤（1)由进料系统（2)经进煤管线（3)进入快速热解段（4)的 提升管内，快速热解段（4)以循环流化床的模式运行，从气化段（7)来的气固混合载体与快 速热解段（4)内部的颗粒物料在快速热解段（4)的底部相混合，随后，惰性颗粒分离器（14) 分离所得的惰性固体循环进入快速热解段（4)的提升管从而在内循环中形成一个闭合回 路，惰性颗粒分离器（14)分离出的半焦的固体颗粒经含碳颗粒分离器（22)分离后回流至 气化段（7 )与氧气（20 )或空气（28 )和蒸汽（21)组成的气化剂进行反应，产生高温煤气（5 ) 及夹带颗粒（6)进入快速热解段（4)，快速热解段（4)的循环颗粒在重力的作用下，通过固 体循环通道（18 )从快速热解段（4 )进入到气化段（7 )并均匀分布在气化炉中，高温灰渣（9 ) 从气化段（7 )排出，进入灰渣处理器（8 )，高温灰渣（9 )中残余碳组分转化为烟气（10 )再次 送入气化段（7)，含碳颗粒气固分离器（22)中进行气、固分离所得到的初级净化气（23)再 经深度分离净化系统（24)进行深度除尘净化处理得到油口（25)和合成气（26)。
11. 根据权利要求10所述的一种粉煤制取油品及合成气的集成方法，其特征在于，所 述的惰性颗粒分离器（14)分离所得的惰性固体循环量对原料煤（1)的质量循环倍率比为 200?500,对高温煤气（5)及夹带颗粒（6)的质量循环倍率为50?300。
12. 根据权利要求11所述的一种粉煤制取油品及合成气的集成方法，其特征在于，所 述的质量循环倍率保证了快速热解段（4)是一个几乎等温的反应器，从而保证了来自气化 段（7)的高温煤气（5)及夹带颗粒（6)在接近热解反应温度450?850°C下相接触，而不是 在气化段（7)的温度下相接触。
13. 根据权利要求11所述的一种粉煤制取油品及合成气的集成方法，其特征在于，所 述的质量循环倍率使原料煤（1)的加热速率为10, 〇〇〇?100, 〇〇〇°C /s。
14. 根据权利要求11所述的一种粉煤制取油品及合成气的集成方法，其特征在于，所 述的惰性固体用来与原料煤（1)相混合，避免粘结性煤颗粒相互接触，用来加工粘结性煤不 用预处理。
【文档编号】C10G1/02GK104212495SQ201410131033
【公开日】2014年12月17日 申请日期:2014年4月2日 优先权日:2014年4月2日
【发明者】刘国海, 李大鹏, 王宁波 申请人:刘国海, 李大鹏, 王宁波