一种低质燃料热解工艺的制作方法
【专利摘要】本发明公开了一种低质燃料热解工艺。将干熄焦技术和流化床热解技术相互结合，利用吸收半焦热量的熄焦气体混合一部分高温烟气作为流化介质使用，并将冷却后的流化气体返回干熄焦炉作为熄焦气体，同时利用热解气体燃烧后的高温烟气作为系统热源。本发明在利用流化床快速热解技术的同时，有效吸收了高温半焦的余热，提高了系统的热效率，而且将系统的流化介质和熄焦介质耦合使用，在保证焦油产率的同时减小了熄焦成本，实现了利用流化床技术同时生产焦油和半焦。
【专利说明】一种低质燃料热解工艺
【技术领域】
[0001]本发明涉及化工应用【技术领域】，特别是涉及一种低质燃料热解工艺。
【背景技术】
[0002]以褐煤、贫煤等为代表的低品质燃料在我国总储量超过1100亿吨，它们具有含水量、含氧量和挥发分高、含碳量和发热量低的特点。这些低质燃料埋藏浅，容易大规模开采，但机械强度较低、易风化碎裂和自燃、不易化学加工，因此不适于长途运输。它们也不适合直接作为燃料燃烧发电，因为直接燃烧时其热利用率较低，而且温室气体排放量比燃烧优质无烟煤要高出20%。以上特点使低质燃料应用受到了很大限制。
[0003]利用热解技术可以将褐煤、贫煤为代表的低质燃料转化为焦油、可燃气和半焦，是一种有效利用低质燃料的方式，国内外对此做了大量研究工作。目前低质燃料热解工艺按照加热方式可分为气体热载体工艺(如专利号为200810104399.2,201010216928.5的中国专利)、固体热载体工艺(如申请号200910163244.0的中国专利)和回转窑工艺(如专利号为201010559620.0的中国专利)，按照热解炉型式又可分为固定床工艺、移动床工艺(如专利号201010241648.X和201010587830.0的中国专利)和流化床工艺(如专利号201010287775.3 的中国专利)。
[0004]流化床热解工艺由于反应速度快、焦油产率高，应用比较广泛，但是该工艺通常以固体颗粒为热源载体，热解过程产生的半焦和固体颗粒较细而且掺混在一起，难以分离，只能燃烧掉，因此生产过程通常不会得到成品半焦，如专利号200710063368.2和200910272712.8的专利。专利号200910215125.5的专利虽然可以利用流化床热解工艺生产半焦和焦油，但是其半焦产品需要外部介质进行冷却，额外消耗了系统热量，增加了生产系统能耗，而且其流化介质是采用没有冷却的可燃气，使得可燃气中携带的大量焦油蒸汽回流到流化床中进行了二次分解，变成了小分子可燃性烷烃气体，造成系统焦油产率大大降低，增加了系统的生产成本。
【发明内容】
[0005]本发明的目的就是针对上述存在的缺陷而提供一种低质燃料热解工艺，具体为将低质燃料转换为焦油和半焦的工艺方法。该工艺将干熄焦技术和流化床热解技术相互结合，利用吸收半焦热量的熄焦气体混合一部分高温烟气作为流化介质使用，并将冷却后的流化气体返回干熄焦炉作为熄焦气体，同时利用热解气体燃烧后的高温烟气作为系统热源。该工艺系统主要由干燥炉、流化床热解炉、燃烧炉、干熄焦炉、间壁式换热器和旋风分离器组成。本发明在利用流化床快速热解技术的同时，有效吸收了高温半焦的余热，提高了系统的热效率，而且将系统的流化介质和熄焦介质耦合使用，在保证焦油产率的同时减小了熄焦成本，实现了利用流化床技术同时生产焦油和半焦。
[0006]本发明的一种低质燃料热解工艺技术方案为，利用流化床热解反应器联合干熄焦技术，将热解过程产生的可燃气体吸收熄焦过程释放的热能，其中一部分燃气结合一部分高温烟气作为流化床热解炉的流化风使用，热解过程的热能由剩余的燃气燃烧提供。
[0007]本工艺生产系统包括干燥炉、流化床热解炉、燃烧炉、干熄焦炉、间壁式换热器和旋风分离器；具体工艺如下:
(O低质燃料在干燥炉中被高温烟气间接加热脱除水分，在干燥炉出口处输送至电磁振动给料器，然后经由卸料阀被送入流化床热解炉中；流化床热解炉内布置有内加热管束的受热面，用于提供原料热解过程所需的部分热量；
(2)热解过程产生的可燃气体携带着部分固体颗粒从流化床热解炉上部流出，然后进入旋风分离器I进行气体和固体分离，热解过程产生的高温固体半焦颗粒则由流化床热解炉底部的卸料阀流出，然后和从旋风分离器I分离得到的固体半焦颗粒一起经过卸料阀被送入干熄焦炉；
(3)从旋风分离器I流出的高温可燃气体首先进入间壁式换热器急冷降温，并将热解过程产生的焦油蒸汽在间壁式换热器的底部进行冷凝收集，得到焦油，冷却后的可燃气从间壁式换热器流出，经过循环风机加压后，送入干熄焦炉，与高温的固体半焦颗粒直接逆流接触进行换热，半焦颗粒得到冷却后从底部的卸料阀流出，作为半焦成品；
(4)在干熄焦炉中的可燃气吸收半焦热量后，携带一部分固体颗粒从干熄焦炉上部的出口流出，然后流入旋风分离器II进行气体和固体分离，从旋风分离器II底部卸料阀分离出的半焦颗粒也作为一部分半焦成品；
(5)从旋风分离器II顶端出口流出的可燃气分为两部分，一部分送入流化床热解炉中作为流化介质使用，另 一部分可燃气进入燃烧炉中，与空气一起燃烧生成高温烟气；
(6)燃烧炉产生的一部分高温烟气也作为流化介质送入流化床热解炉，用于提高流化介质的温度，另一部分高温烟气被送入流化床热解炉内布置的内加热管束，用于提供流化床热解炉热解反应所需的能量；
(7)从内加热管束流出的烟气进入干燥炉中，为原料煤的干燥提供所需热量；从干燥炉中流出的烟气经过风机加压后送入湿式脱硫塔，除去燃烧过程中产生的SO2，之后经由烟囱排空到大气，脱硫塔中产生的废水被送至水处理系统。
[0008]步骤(1)中低质燃料可以是褐煤、贫煤、长焰煤、不粘煤以及弱粘性的烟煤中的至少一种，粒径范围在0.5mm-5mm。
[0009]干燥炉为间接加热的回转式加热炉，干燥炉出口处燃料的水分控制在5%以下，温度控制在100°c -150°c。
[0010]步骤(7)中进入干燥炉的烟气温度控制在500°C -600°c。
[0011 ] 流化床热解炉中的压力控制在2kPa_6kPa,流化介质入口温度控制在5000C _600°C，布置在其内部的内加热管束中高温烟气入口的温度控制在750°C _850°C。
[0012]干熄焦炉出口气体的温度控制在200°C -300°C。
[0013]间壁式换热器为列管式换热器或热管式换热器，其冷却介质为循环冷却水，用来吸收气体的热量。
[0014]通入流化床热解炉中的可燃气与高温烟气在混合之前的体积流量比例为1:2_4。
[0015]本发明的有益效果为:利用流化床热解反应器联合干熄焦技术，将热解过程产生的可燃气体吸收熄焦过程释放的热能，其中一部分燃气结合一部分高温烟气作为流化床热解炉的流化风使用，热解过程的热能由剩余的燃气燃烧提供。[0016]虽然专利号201010216928.5的专利(以下称为该专利)也提到采用熄焦方式处理，但与本发明的主要不同有以下四点:
(I)该专利炉型采用三段式的固定床直立炉，煤粒度要求在5mm-50mm,而本发明炉型采用流化床热解炉，燃料粒度适用于0.5mm-5mm。通常流化床热解工艺由于反应速率和升温速率更高，其焦油液体产率要比采用固定床炉型工艺的焦油液体产率高约5%。
[0017](2)该专利需要引入外部高温烟气作为补充热源，而本发明的热量全部由热解燃气燃烧提供，无需外部热源。
[0018](3)该专利熄焦后冷却介质带走的热量采用间接加热的形式用于对外提供蒸汽使用，而本发明熄焦过程的传热量全部被流化介质带人流化床热解炉内和燃烧炉内，为热解过程提供热量。
[0019](4)该专利对外提供少量煤气，而本发明产生的热解燃气全部在系统内自用。
[0020]本发明的有益效果具体如下:
(I)将热解技术和干熄焦技术相结合，使流化床热解炉、干熄焦炉和燃烧炉三者有效耦合，利用从干熄焦炉吸收了半焦热量的可燃气混合一部分高温烟气作为流化介质使用，并利用热解产生可燃气的 化学热作为原料热解及干燥过程的能量来源，降低了熄焦过程能量损失，提高了整个系统的热效率，可燃气体从干熄焦炉中回收的热量约占热解过程总能耗的20%左右。
[0021](2)在化工过程进行原料热解、生产焦油的同时，生产固体半焦颗粒，可以作为固体燃料使用，进一步提高了原料的有效利用率。
[0022](3)虽然上述工艺中将一部分热解可燃气作为流化床热解炉的流化介质使用，但是从流化床热解炉上部出口流出的热解可燃气首先经过冷凝，将其中携带的焦油蒸汽全部转化为煤焦油，然后再去与干熄焦炉和燃烧炉耦合，保证了流化床热解工艺的焦油产率。
[0023]【专利附图】
【附图说明】:
图1所示为本发明工艺流程示意图。
[0024]其中，1.干燥炉，2.风机，3.湿式脱硫塔，4.烟囱，5.电磁振动给料器，6.卸料阀，
7.内加热管束，8.流化床热解炉，9.旋风分离器I，10.间壁式换热器，11.燃烧炉，12.旋风分离器II，13.干熄焦炉，14.循环风机，A.原料，B.焦油，C.半焦成品，D.空气，E.循环冷却水，F.废水。
[0025]【具体实施方式】:
为了更好地理解本发明，下面结合附图来详细说明本发明的技术方案，但是本发明并不局限于此。
[0026]本发明的一种低质燃料热解工艺，利用流化床热解反应器联合干熄焦技术，将热解过程产生的可燃气体吸收熄焦过程释放的热能，其中一部分燃气结合一部分高温烟气作为流化床热解炉8的流化风使用，热解过程的热能由剩余的燃气燃烧提供。
[0027]本工艺生产系统包括干燥炉1、流化床热解炉8、燃烧炉11、干熄焦炉13、间壁式换热器10和旋风分离器；具体工艺如下:
(I)原料A在干燥炉I中被高温烟气间接加热脱除水分，在干燥炉I出口处输送至电磁振动给料器5，然后经由卸料阀6被送入流化床热解炉8中；流化床热解炉8内布置有内加热管束7的受热面，用于提供原料A热解过程所需的部分热量；(2)热解过程产生的可燃气体携带着部分固体颗粒从流化床热解炉8上部流出，然后进入旋风分离器I 9进行气体和固体分离，热解过程产生的高温固体半焦颗粒则由流化床热解炉8底部的卸料阀流出，然后和从旋风分离器I 9分离得到的固体半焦颗粒一起经过卸料阀被送入干熄焦炉13 ；
(3)从旋风分离器I9流出的高温可燃气体首先进入间壁式换热器10急冷降温，并将热解过程产生的焦油蒸汽在间壁式换热器10的底部进行冷凝收集，得到焦油B，冷却后的可燃气从间壁式换热器10流出，经过循环风机14加压后，送入干熄焦炉13，与高温的固体半焦颗粒直接逆流接触进行换热，半焦颗粒得到冷却后从底部的卸料阀流出，作为半焦成品C ；
(4)在干熄焦炉13中的可燃气吸收半焦热量后，携带一部分固体颗粒从干熄焦炉13上部的出口流出，然后流入旋风分离器II 12进行气体和固体分离，从旋风分离器II 12底部卸料阀分离出的半焦颗粒也作为一部分半焦成品C ；
(5)从旋风分离器II12顶端出口流出的可燃气分为两部分，一部分送入流化床热解炉8中作为流化介质使用，另一部分可燃气进入燃烧炉11中，与空气D —起燃烧生成高温烟气;
(6)燃烧炉11产生的一 部分高温烟气也作为流化介质送入流化床热解炉8，用于提高流化介质的温度，另一部分高温烟气被送入流化床热解炉8内布置的内加热管束7，用于提供流化床热解炉8热解反应所需的能量；
(7)从内加热管束7流出的烟气进入干燥炉I中，为原料A的干燥提供所需热量；从干燥炉I中流出的烟气经过风机2加压后送入湿式脱硫塔3，除去燃烧过程中产生的S02，2后经由烟囱4排空到大气，脱硫塔中产生的废水F被送至水处理系统。
[0028]间壁式换热器10为列管式换热器或热管式换热器，其冷却介质为循环冷却水E，用来吸收气体的热量。
[0029]实施例1
如附图1所示，粒度约为2mm、含水量37%的褐煤，其干燥无灰基的元素分析为:C-70.5%，H-5.4%，0-22.2%，N-1.7%，S-0.2%，高位发热量为 19.lMJ/kg。褐煤在回转式干燥炉I中被入口温度为530°C的高温烟气间接加热脱除水分至5%后，被输送至电磁振动给料器5，然后经由卸料阀6被送入表压为3kPa的流化床热解炉8中，流化床热解炉8内布置有内加热管束7的受热面，内加热管束7内通流810°C的高温烟气，用于提供褐煤热解过程所需的部分热量。热解过程产生的可燃气体携带着部分固体颗粒从流化床热解炉8上部流出，然后进入旋风分离器I 9进行气体和固体分离，热解过程产生的高温固体半焦颗粒则由流化床热解炉8底部的卸料阀流出，然后和从旋风分离器I 9分离得到的固体半焦颗粒一起经过卸料阀被送入干熄焦炉13中。
[0030]从旋风分离器I 9流出的高温可燃气体首先进入间壁式换热器10急冷降温至常温，并将热解过程产生的焦油蒸汽在间壁式换热器10的底部进行冷凝收集，得到煤焦油B，间壁式换热器10采用列管式换热器，其底部冷凝液体的产率(占原料煤)约为13.5%，其中约6.7%为煤焦油，剩余6.8%为水。冷却后的可燃气从间壁式换热器10流出，经过循环风机14后被输送至干熄焦炉13，与高温的固体半焦颗粒直接逆流接触进行换热，半焦颗粒得到冷却后从干熄焦炉13底部的卸料阀流出，作为半焦成品C。熄焦后的气体温度200°C，携带少量固体颗粒从干熄焦炉13上部的出口流出，然后流入旋风分离器II 12进行气体和固体分离，从旋风分离器II 12底部卸料阀分离出的半焦颗粒也作为一部分半焦成品C。半焦产品C的产率占原料煤质量约44%。
[0031]从旋风分离器II 12顶端出口流出的可燃气分为两部分，一部分与少量高温烟气混合至550°C后，被送入流化床热解炉8中作为流化介质使用，可燃气与高温烟气在混合之前的体积流量比例约为1:2.7 ;另一部分可燃气进入燃烧炉11中，与空气D—起燃烧生成高温烟气，烟气温度810°C。燃烧炉11产生的一部分高温烟气也作为流化介质，与可燃气混合后送入流化床热解炉8，用于提高流化介质的温度，另一部分高温烟气被送入热解炉8内布置的内加热管束7中，用于提供流化床热解炉8热解反应所需的能量。可燃气体从干熄焦炉13中回收的热量约占热解过程总能耗的20%左右。
[0032]从内加热管束7流出的烟气温度约530°C，被输送至干燥炉I中，为原料煤A的干燥提供所需热量。从干燥炉I中流出的烟气经过风机2被输送入湿式脱硫塔3，除去燃烧过程中产生的SO2，之后经由烟囱4排空到大气。湿式脱硫塔3中产生的废水F被送至水处理系统。
[0033]与现有技术相比，本发明焦油产率比固定床褐煤热解工艺提高约2%，比单纯流化床热解工艺节能约20%。
[0034]实施例2 如附图1所示，粒度约为1mm、含水量12%的烟煤，其干燥无灰基的元素分析为:C_76%，H-5.7%，0-17.3%，N-0.8%，S-0.2%，高位发热量为21.9MJ/kg。烟煤在回转式干燥炉I中被入口温度为580°C的高温烟气间接加热脱除水分至4%后，被输送至电磁振动给料器5，然后经由卸料阀6被送入表压为5kPa的流化床热解炉8中，流化床热解炉8内布置有内加热管束7的受热面，内加热管束7内通流850°C的高温烟气，用于提供褐煤热解过程所需的部分热量。热解过程产生的可燃气体携带着部分固体颗粒从流化床热解炉8上部流出，然后进入旋风分离器I 9进行气体和固体分离，热解过程产生的高温固体半焦颗粒则由流化床热解炉8底部的卸料阀流出，然后和从旋风分离器I 9分离得到的固体半焦颗粒一起经过卸料阀被送入干熄焦炉13中。
[0035]从旋风分离器I 9流出的高温可燃气体首先进入间壁式换热器10急冷降温至常温，并将热解过程产生的焦油蒸汽在间壁式换热器10的底部进行冷凝收集，得到煤焦油B，间壁式换热器10采用热管式换热器，其底部冷凝液体的产率(占原料煤)约为12%，其中约
5.9%为煤焦油，剩余6.1%为水。冷却后的可燃气从间壁式换热器10流出，经过循环风机14后被输送至干熄焦炉13，与高温的固体半焦颗粒直接逆流接触进行换热，半焦颗粒得到冷却后从干熄焦炉13底部的卸料阀流出，作为半焦成品C。熄焦后的气体温度280°C，携带少量固体颗粒从干熄焦炉13上部的出口流出，然后流入旋风分离器II 12进行气体和固体分离，从旋风分离器II 12底部卸料阀分离出的半焦颗粒也作为一部分半焦成品C。半焦产品C的产率占原料煤质量约67%。
[0036]从旋风分离器II 12顶端出口流出的可燃气分为两部分，一部分与少量高温烟气混合至520°C后，被送入流化床热解炉8中作为流化介质使用，可燃气与高温烟气在混合之前的体积流量比例约为1:1.6 ;另一部分可燃气进入燃烧炉11中，与空气D—起燃烧生成高温烟气，烟气温度850°C。燃烧炉11产生的一部分高温烟气也作为流化介质，与可燃气混合后送入流化床热解炉8，用于提高流化介质的温度，另一部分高温烟气被送入热解炉8内布置的内加热管束7中，用于提供流化床热解炉8热解反应所需的能量。可燃气体从干熄焦炉13中回收的热量约占热解过程总能耗的23%左右。
[0037] 从内加热管束7流出的烟气温度约580°C，被输送至干燥炉I中，为原料煤A的干燥提供所需热量。从干燥炉I中流出的烟气经过风机2被输送入湿式脱硫塔3，除去燃烧过程中产生的SO2，之后经由烟囱4排空到大气。湿式脱硫塔3中产生的废水F被送至水处理系统。
[0038]与现有技术相比，本发明焦油产率比固定床烟煤热解工艺提高约1%，比单纯流化床热解工艺节能约23%。
【权利要求】
1.一种低质燃料热解工艺，其特征在于，利用流化床热解炉联合干熄焦技术，将热解过程产生的可燃气体吸收熄焦过程释放的热能，其中一部分燃气结合一部分高温烟气作为流化床热解炉的流化风使用，热解过程的热能由剩余的燃气燃烧提供。
2.根据权利要求1所述的一种低质燃料热解工艺，其特征在于，本工艺生产系统包括干燥炉、流化床热解炉、燃烧炉、干熄焦炉、间壁式换热器和旋风分离器；具体工艺如下: (1)低质燃料在干燥炉中被高温烟气间接加热脱除水分，在干燥炉出口处输送至电磁振动给料器，然后经由卸料阀被送入流化床热解炉中；流化床热解炉内布置有内加热管束的受热面，用于提供低质燃料热解过程所需的部分热量； (2)热解过程产生的可燃气体携带着部分固体颗粒从流化床热解炉上部流出，然后进入旋风分离器I进行气体和固体分离，热解过程产生的高温固体半焦颗粒则由流化床热解炉底部的卸料阀流出，然后和从旋风分离器I分离得到的固体半焦颗粒一起经过卸料阀被送入干熄焦炉； (3)从旋风分离器I流出的高温可燃气体首先进入间壁式换热器急冷降温，并将热解过程产生的焦油蒸汽在间壁式换热器的底部进行冷凝收集，得到焦油，冷却后的可燃气从间壁式换热器流出，经过循环风机加压后，送入干熄焦炉，与高温的固体半焦颗粒直接逆流接触进行换热，半焦颗粒得到冷却后从底部的卸料阀流出，作为半焦成品； (4)在干熄焦炉中的可燃气吸收半焦热量后，携带一部分固体颗粒从干熄焦炉上部的出口流出，然后流入旋风分离器II进行气体和固体分离，从旋风分离器II底部卸料阀分离出的半焦颗粒也作为一部分半焦成品； (5)从旋风分离器II顶端出口流出的可燃气分为两部分，一部分送入流化床热解炉中作为流化介质使用，另一部分可燃气进入燃烧炉中，与空气一起燃烧生成高温烟气； (6)燃烧炉产生的一部分高温烟气也作为流化介质送入流化床热解炉，用于提高流化介质的温度，另一部分高温烟气被送入流化床热解炉内布置的内加热管束，用于提供流化床热解炉热解反应所需的能量； (7)从内加热管束流出的烟气进入干燥炉中，为原料的干燥提供所需热量；从干燥炉中流出的烟气经过风机加压后送入湿式脱硫塔，除去燃烧过程中产生的SO2，之后经由烟囱排空到大气,脱硫塔中产生的废水被送至水处理系统。
3.根据权利要求2所述的一种低质燃料热解工艺，其特征在于，步骤(1)中低质燃料是褐煤、贫煤、长焰煤、不粘煤以及弱粘性的烟煤中的至少一种，粒径范围在0.5mm-5mm。
4.根据权利要求3所述的一种低质燃料热解工艺，其特征在于，干燥炉为间接加热的回转式加热炉，干燥炉出口处燃料的水分控制在5%以下，温度控制在100°C -150°C。
5.根据权利要求2所述的一种低质燃料热解工艺，其特征在于，步骤(7)中进入干燥炉的烟气温度控制在500°C -600°C。
6.根据权利要求2所述的一种低质燃料热解工艺，其特征在于，流化床热解炉中的压力控制在2kPa-6kPa，流化介质入口温度控制在500°C _600°C，布置在其内部的内加热管束中高温烟气入口的温度控制在750°C -850°C。
7.根据权利要求2所述的一种低质燃料热解工艺，其特征在于，干熄焦炉出口气体的温度控制在200°C -300°C。
8.根据权利要求2所述的一种低质燃料热解工艺，其特征在于，间壁式换热器为列管式换热器或热管式换热器，其冷却介质为循环冷却水，用来吸收气体的热量。
9.根据权利要求2所述的一种低质燃料热解工艺，其特征在于，通入流化床热解炉中的可燃气与高温烟气在混合之前的体积流量比例为1:2_4。
【文档编号】C10B39/02GK103980920SQ201410241502
【公开日】2014年8月13日 申请日期:2014年6月3日 优先权日:2014年6月3日
【发明者】王凯, 孙荣峰, 范晓旭, 关海滨, 姜建国, 张卫杰 申请人:山东省科学院能源研究所