提高高水分材料的质量、分离和富集其中含有的有机和/或无机材料的装置和方法

专利名称：提高高水分材料的质量、分离和富集其中含有的有机和/或无机材料的装置和方法
技术领域：
本发明涉及用于提高高水分材料如煤的质量特性的装置和方法。更具体而言，本 发明将现有的工业过程装置废热源用于低温、露天工艺中，以在工厂加工或燃烧粒状材料 之前干燥这样的材料，从而提高它们的热含量或加工性，并且降低工厂排放。在本发明的另 一方面，将与流化床操作性相通的洗涤器组件用于加工煤或其它有机材料，使得含有污染 物或其它不适宜成分的更致密和/或更大的材料与剩余的煤或其它有机材料分离。虽然可 以将此方法和洗涤器组件以有效或经济的方式用于许多不同的工业中，但是它特别适宜用 于发电厂，用于减少燃烧前的煤中的水分含量和硫、汞和飞灰成分。
背景技术：
全世界约63%的电力以及在美国生产的70%电力都是在发电厂燃烧化石燃料如 煤、石油或天然气而产生的。这样的燃料在发电厂的燃烧室中燃烧，以产生用于使锅炉中的 水转变成水蒸汽的热量。然后，此水蒸汽被过热并引入到巨大水蒸汽涡轮机中，由此它推动 涡轮机的扇状叶片，使轴旋转。这个旋转的轴再使发电机的转子旋转，从而产生电力。水蒸汽一旦流过涡轮机，就进入冷凝器，在此处它绕着携带有冷却水的管通过，这 些冷却水吸收来自水蒸汽的热量。当水蒸汽冷却时，它冷凝成水，然后水被泵送回到锅炉 中，重复将其再次加热成水蒸汽的过程。在很多发电厂中，在冷凝器管道内吸收了来自水蒸 汽的这种热量的这种水被泵送到喷淋池或冷却塔进行冷却。然后，冷却水可以再循环通过 冷凝器，或排放到湖泊、河流或其它水体中。在美国开采的89%的煤都被用作发电厂的热源。不同于石油和天然气的是，能够 从地球上经济地提取的煤的可供源是丰富的。有四种主要类型的煤无烟煤、烟煤、次烟煤和褐煤。尽管这四种煤都主要包含 碳、氢、氮、氧和硫以及水分，但是包含在煤中的这些固体元素及水分的具体量变化很大。例 如，最高级的无烟煤包含约98重量％的碳，而最低级的褐煤(也称作“褐色煤”)可以只包 含约30重量％的碳。同时，水分量在无烟煤和烟煤中可能小于1%，而在诸如保德河盆地 (“PRB”)的次烟煤中为25-30重量％，在北美褐煤中为35-40重量％。对于澳大利亚和俄罗斯，这些褐煤水分量可能分别高达50%和60%。相比于烟煤和无烟煤，这些高水分的次 烟煤和褐煤具有较低的热值，原因是它们在燃烧时产生更少量的热。而且，高的燃料水分影 响电源装置工作的所有方面，包括影响性能及排放。相比于高级煤的情况，高的燃料水分使 锅炉的效率明显更低以及单位热耗更高。高水分含量还可能导致在比如燃料处理、燃料磨 碎、风机容量和高的废气流量的方面的问题。在美国，烟煤由于含量丰富并且具有较高的热值，因而是最广泛用于电力生产的 等级的煤。但是，它们还包含中等至高含量的硫。作为在美国日益严格的环境法规如清洁 空气法案的结果，发电厂不得不在这些工厂的烟囱前面安装昂贵的洗涤器装置，以防止这 些煤燃烧所产生的二氧化硫(“S02”)、氮氧化物(“N0X”)和飞灰污染空气。低级煤如次烟煤和褐煤由于硫含量和成本低，因而作为发电厂用的热源已经日益 得到了关注。但是，它们在燃烧时仍然产生足够量的S02，NO,*飞灰，使得需要对废气进行 处理，以符合联邦和州的污染标准。另外，灰分和硫是煤中出现的主要杂质。灰分主要由铝、 钙、铁和硅的矿物化合物组成。煤中的一些硫也是矿物形式-特别是黄铁矿，其是铁和硫的 化合物。煤中的其余硫是有机硫的形式，其与煤中的碳紧密地结合。业内早已认识到，煤经过加热降低了它的水分，因此，通过干燥煤，提高了煤的等 级以及热值(BTU/磅)。在热水锅炉中燃烧之前，煤的干燥可以提高锅炉的所得效率。在现有技术中已经将各种各样的干燥器装置用于干燥煤，包括回转窑(授给Berg 的美国专利5，103，743)，串联回旋床干燥器(授权给Petrovic等的美国专利4，470，878)， 长槽干燥器(授权给Siddoway等的美国专利4，617，744)，料斗式干燥器(授权给Ohno等的 美国专利5，033，208)，移动床式干燥器(授权给Petrovic等的美国专利4，606，793)和振 动流化床干燥器(授权给Ladt的美国专利4，444，129)。在内业还周知的是流化床干燥器 或反应器，其中，为了提高干燥性能，通过流化床底部的孔引入流化介质，以使煤颗粒分离 并漂浮。流化介质可以兼作直接加热介质，或可以在流化床反应器内安置单独的间接热源。 参见，例如，授权给Goldich的美国专利5，537，941 ；授权给Selle等的5，546，875 ；授权给 Reynoldson 等的 5，832，848 ；授权给 Dun lop 的 5，830, 246,5, 830, 247 和 5，858，035 ；授权 给Kannenberg 等的 5，637，336 ；授权给Dietz 的 5，471，955 ；授权给 Heard 等的 4，300, 291 ； 以及授权给Parks的3，687，431。但是，这些传统的干燥工艺中的很多都在非常高的温度和压力下使用。例如，矿 业局工艺在1500psig下进行，而在授权给Koppelman的美国专利4，052，168中公开的干 燥工艺需要1000-3000psi的压力。类似地，授权给Criner的美国专利2，671，968教导了 1000° F的上升气流的应用。同样，授权给Dimlop的美国专利5，145，489公开了一种用 于同时改进煤和油的燃料性质的工艺，其中使用了被保持在850-1050° F的反应器。还 参见授权给Mansfield的美国专利3，434，932 (1400-1600 ° F)；以及授权给Shelton的 4，571，174(彡 1000° F)。采用这种非常高的温度干燥或另外地处理煤，需要巨大的能量消耗和其它资金和 操作成本，这可能非常快地导致低级煤的使用在经济上难于实行。而且，干燥工艺使用的更 高温度使得形成另一种需要被处理的排出流，原因在于挥发物被驱出。此外，这种经济平 衡变复杂的事实在于，为提高被干燥煤的热值，现有技术的煤干燥工艺通常依赖于化石燃 料如煤、石油或天然气的燃烧来提供十足的热源。参见，例如，授权给Michael等的美国专利 4，533，438 ；授权给 Dun lop 的 4，145，489 ；授权给 Blake 的 4，324，544 ；授权给 Seitzer 的4，192，650 ；授权给Ladt的4，444，129 ；以及授权给Berg的5，103，743。在一些情况 下，这种燃烧后的燃料源可以构成在煤干燥工艺内分离并回收的煤粉。参见，例如，授权给 Merriam等的美国专利5，322，530 ；授权给Erhard的4，280, 418 ；以及授权给Stahlherm等 的 4，240,877。因此，人们一直致力于开发利用低温条件干燥煤的工艺。例如，授权给Johnson 的美国专利3，985，516教导了一种用于低级煤的干燥工艺，该工艺在400-500° F范围 内的流化床中使用温热惰性气体作为干燥介质。授权给Greene的美国专利4，810，258 公开了使用过热气态干燥介质将煤加热到300-450° F，但是其优选温度和压力为 850 ° F和0. 541psi。也参见，例如，授权给Petrovic等的美国专利4，436，589和 4，431，585 (392° F)；授权给 Dellessard 等的 4，338，160 (482-1202° F)；授权给 Ottoson 的 4，495，710 (400-900 ° F)；授权给 Coleman 等的 5，527，365 (302-572 ° F)；授权给 Fracas 的 5，547，549 (500-600° F)；授权给Dunlop 的 5，858，035 ；以及授权给Dunlop 等的 5，904，741 和 6，162，265 (480-600° F)。虽然几种现有技术的煤干燥工艺仍然采用更低的温度，但是只是将煤干燥到有 限的程度。例如，授权给Dunlop的美国专利5，830，247公开了一种采用流化床密度为 20-401bs/ft3的第一流化床反应器不可逆制造干燥煤的工艺，其中水分含量为15-30重 量％、氧含量为10-20%以及颗粒大小为0-2-英寸的煤在150-200° F经受1_5分钟，以同 时使煤粉碎及脱水。然后，将煤供给至第二流化床反应器，在其中，将它用矿物油涂覆，然后 在480-600° F温度经受1-5分钟，以使产物进一步粉碎及脱水。因此，明显的是不仅此工 艺适用于水分含量相对较低(即，15-30% )的煤，而且煤颗粒在150-200° F操作的第一流 化床反应器中只是部分脱水，而真正的干燥发生在于480-600° F的更高床温下操作的第 二流化床反应器中。同样，授权给Hunt的美国专利6，447，559教导了一种用于在惰性气氛中处理煤的 工艺，其通过如下来提高煤的等级最初在200-250° F下加热煤以除去其表面水分，之后 通过在 400-750° F、900-1100° F、1300_1550° F 和 2000-2400° F 进行的系列连续加热 步骤，分离在煤颗粒孔内的水，从而制造出水分含量和挥发物含量分别低于2重量％和15 重量％的煤。再一次明显的是，初始200-250° F的加热步骤只是对煤颗粒提供有限度的干
>]f§K o采用流化床反应器干燥煤可能碰到的问题之一是流化介质中捕获的大量的粉煤 的产生。尤其是在更高的床操作条件下，这些粉煤可能自发地燃烧，从而导致爆炸。因此， 很多现有技术的煤干燥工艺都采取在无空气流化床环境内使用惰性流化气体，以防止燃 烧。这种惰性气体的实例包括氮、二氧化碳和水蒸汽。例如，参见授权给Waterman，Jr.的 美国专利3，090，131 ；授权给Petrovic等的4，431，485 ；授权给Heard等的4，300，291和 4，236，318 ；授权给 Ekberg 的 4，292，742 ；授权给 Knappstein 的 4，176，011 ；授权给 Cha 等 的 5，087，269 ；授权给 Galow 等的 4，468，288 ；授权给 Hauk 的 5，327，717 ；授权给 Hunt 的 6，447，559 ；以及授权给Dunlop等的5，904，741。授权给Coleman等的美国专利5，527，365 提供了一种在通过使用如丙烷或甲烷的低级烷烃惰性气体实现的“温和还原环境”中干燥 低质量含碳燃料的工艺。为了避免爆炸，还有其它的现有技术工艺使用了随着煤穿过化床反应器的长度而保持在逐渐降低的温度的大量热流化流，从而确保煤的适当冷却。例如参 见授权给Shelton的美国专利4，571，174 ；和授权给Wicker的4，493，157。干燥煤时，在干燥煤时工业上早已碰到的另一个问题在于，干燥工艺完成之后，其 随时间流逝而重新吸收周围空气环境中的水分的自然趋势。因此，人们一直致力于用矿物 油或一些其它烃产物涂覆干燥煤颗粒的表面，以形成防止煤颗粒的孔内水分的吸附的阻 挡层。例如参见授权给Dunlop的美国专利5，830，246和5，858，035 ；授权给Johnson的 3，985，516 以及授权给 Simmons 的 4，705，533 和 4，800，015。为了提高干燥低级煤的工艺经济性，已知的是，采用废热流作为初级燃烧燃料热 源的补充热源。参见授权给临1^化!11等的美国专利5，322，530。在焦化煤生产中尤其是 这样，在焦化煤生产中，为了在热交换器中加热干燥气体，可以再循环由热焦炭加热的冷 却气体。参见例如授权给Poersch的4，053，364 ；授权给ffagener等的4，308，102 ；授权 给 Dellessard 等的 4，338，160 ；授权给 Weber 等的 4，354，903 ；授权给 Kemmetmueller 的 3，800，427 ；授权给 Michael 等的 4，533，438 ；以及授权给 Petrovic 等的 4，606，793 和 4，431，485。同样地，为了干燥煤，来自流化床燃烧炉的废气已经被用作用于包含在用于干 燥煤的流化床反应器内部的热交换器的补充热源。参见例如授权给Goldich的美国专利 5，537，941 ；以及授权给Hauk的5，327，717。授权给Berg的美国专利5，103，743公开了一 种在回转窑中干燥如湿煤的固体的方法，其中干燥材料被气化，以产生随后用作辐射加热 器用的燃烧热源的热气体，所述辐射加热器被用于干燥在窑内的材料。在授权给Wagener 等的美国专利4，284，476中，在焦炭生产工艺中来自相关冶金装置的烟道气穿过热焦炭， 以将其冷却，由此将烟道气加热，随后该烟道气用于预热转化成焦炭之前的湿煤进料。但是，这些现有技术的工艺似乎都没有使用在煤干燥操作中的废热流作为用于干 燥煤的唯一热源。相反，它们只补充使化石燃料如煤、石油或天然气保持燃烧的一次热源。 因此，为了干燥化石燃料(即，煤)以提高其在加工厂(例如，发电厂)中用于燃料锅炉的 热值，干燥包括低级煤的煤产物的工艺经济性继续受到燃烧化石燃料的需要的限制。采煤公司典型地清洁他们的煤产品，以在将它们供应给终端用户如发电厂和焦炭 生产厂之前除去杂质。在通过筛分装置将煤块拣选以形成粗流、中流和细流后，将这三种煤 流传递到清洗装置，在清洗装置中，将煤颗粒与水混合。使用比重的原理，含有最大量杂质 的最重的块体沉降到清洗器的底部，因此它们下降到用于随后处置的垃圾箱中。然后，将来 自三种流的清洁煤颗粒再次合并在一起，并且通过振动器、跳汰机或热空气鼓风机干燥，以 制备准备用于运送到终端用户的成品煤产物。虽然由采煤操作采用的清洁工艺从煤中除去了很多灰分，但是它对硫几乎没有影 响，因为有机硫与煤内的碳紧密地结合。因此，需要使用其它方法在煤的燃烧之前将其进一 步纯化。业内已知用于分离不同类型的粒状材料的方法。例如，授权给Oetiker的美国专 利3，852，168公开了一种用于将玉米粒与壳部分分离的大型机器，其中使它们经受振动和 脉动空气流。另一方面，授权给Zaltzman等的美国专利教导了将粒状材料通过向上倾斜的 槽传递，流化气体被强迫从该槽的底部通过该槽，以产生流化材料床。还对该槽赋予垂直振 动运动，以帮助在材料混合物中含有的各种组分的分离。混合物中较不致密的组分上升到 流化床的表面，而更致密的组分沉降到底部。在槽的输出端，可以将分流器用来回收材料的 不同层。该装置对分离农产品和沙适用。
在现有技术中已知的是，在一些情形下，可以在不增加机械振动或垂直振荡的情 况下使用流化床来实现颗粒分离。例如，授权给Strohmeyer的美国专利4，449，483使用一 种加热的流化床干燥器来处理城市垃圾，并且在垃圾燃烧以产生热之前，将较重的颗粒如 玻璃从垃圾中移出。同时，授权给Birmix等的美国专利3，539，001通过预定大小和比重的 材料的中间选择性移出从混合物中对材料进行分级。材料混合物沿着向下倾斜的筛网载 体移动并且通过向上引导的气动脉冲而悬浮。授权给Fletcher等的美国专利2，512，422 也使用向下倾斜的流化床，其采用向上引导的空气脉冲，其中通过在流化床单元的顶部中 提供相对于流化床的总横截面面积具有足够横截面面积的孔，从而控制流化床内的静压水 平，以防止更高比重的小颗粒在煤床内上升，可以从煤混合物中分离和纯化煤的小颗粒。但是，在Strohmeyer，Binnix和Fletcher的这些专利中公开的方法和装置全部似 乎都涉及分离混合物内具有相对大比重差的不同成分。这些方法可以容易地起作用，以从 煤中分离小煤块、螺钉(bolts)、岩石等，但是，不预期它们将含有有机硫的煤颗粒与基本上 没有硫的煤颗粒分离，因为这两种煤部分的比重可能比较接近。另一种很关注的空气污染物是在煤中天然存在的汞。美国环境保护局(“EPA”) 颁布的法规要求燃煤发电厂到2010之前要显著降低包含在它们的废气中的汞含量。业内 的主要努力集中在通过使用碳基吸附剂从废气中除去汞，或优化现有的废气排放控制技术 以捕获汞。但是，使用碳吸附剂基的洗涤器装置可能在安装和操作上都非常昂贵。而且，与 低级煤(次烟煤和褐煤)相比，当前现有的排放控制装置可能对于高级煤(无烟煤和烟煤) 所起作用较差。因此，西部研究所开发了一种用于处理低级煤以除去汞的预燃烧热法且获得了 专利权。使用两区反应器，将原煤在约300° F的第一区域内加热，以除去水分，该水分是 与吹扫气一起从该区域被吹扫的。然后，将干燥煤转移到温度已被升高到约550° F的第 二区域。包含在煤中的高达70-80%的汞挥发并且从该区域被第二吹扫气流吹扫。随后， 汞从吹扫气中分离，并且被收集进行处置。参见Guffey，F. D. & Bland，A. E.，“用于控制 汞排放的低级煤热预处理(Thermal Pretreatment of Low-Ranked Coal forControl of Mercury Emissions)，，85 Fuel Processing Technology 521-31(2004) ；Merriam, N. ff., “通过低温热处理从保德河盆地煤中移除汞(Removal of Mercury from保德河盆地Coal by Low-Temperature ThermalTreatment)，，Topical Report WRI-93-R021 (1993)；授权给 Merriam等的美国专利5，403，365。但是，这种预燃烧热法还是耗费资金的，因为它需要双区反应器以完成干燥和汞 挥发的步骤。而且，需要能量源来产生550° F的床温。此外，通过这个方法，有20-30%的 汞不能从煤中除去，因为它与煤中的碳紧密地结合。因此，还需要昂贵的洗涤器技术，以处 理用这种方法预处理的煤燃烧产生的废气，原因是这种热预处理方法完成之后，煤中残留 明显含量的汞。因此，需要在没有机械或化学添加剂的情况下，利用在非常低温下操作的流化床 预处理粒状材料如煤，以分离并除去煤中的大部分的污染物成分(例如，汞和硫)的能力。 这样的方法能够被应用于所有等级的煤，并且将减轻对用于处理煤燃烧之后的废气的昂贵 的洗涤器技术的需求。还适宜的是协同使用采用锅炉的工厂内可利用的废热源，以提高使用低级煤如次烟煤和褐煤的工艺经济性，所述废热源作为用于干燥被引入到锅炉燃烧室中之前的煤的专 用热源而另外损失。相比于更传统使用的烟煤和无烟煤，这样的低级煤源能够意外地变成 发电厂用的可行燃料源。除了在煤中发现的导致污染的不适宜元素被除去之外，低硫次烟 煤和褐煤的经济利用还大大有益于环境。发明概述根据本发明，提供一种通过使用在工厂操作中可利用的废热源，提高在工厂操作 中用作必要组分的材料的质量特性的方法。这些材料可以包括在工厂操作中燃烧的燃料 源，或用于制造由工厂操作产生的成品的原料。这些废热源包括但不限于来自燃烧室中的 热废气或烟道气、热的冷凝器冷却水或空气、来自涡轮机的工艺水蒸汽和具有高热值的其 它工艺水蒸汽。本发明具体地涉及用于确定并且开发各种单独或组合的可利用的废热源， 以提供提高材料的质量或特性所需的适当数量和温度水平的热量的方法。尽管本发明可应用于许多不同产业和粒状材料，但是为了说明性目的，本发明在 此处是与通常的煤燃烧发电厂相关地进行描述的，在发电厂中，为了提高煤的热值以及所 得的发电厂锅炉效率，理想的是在干燥器中从煤中除去一些水分。以这种方式干燥煤能够 使比如次烟煤和褐煤的低级煤得到提高，甚至能够使用。通过降低煤的水分含量，不管它是 低级或高级煤，都同样可以使其它改进的操作效率得到实现。例如，更干的煤将降低发电厂 中的煤处理系统、输送装置和煤粉碎机的负荷。由于煤越干越易于输送，因此这降低了维修 费用，并且增加了煤处理系统的可用性。煤越干还越易于被磨碎，因此实现相同的研磨尺寸 (煤的细度)所需要的“磨机”功率越小。在燃料水分较小的情况下，离开磨机时的水分含 量就得到降低。这将改善煤的研磨产物。另外，用于传输、流化和加热煤的一次空气的需求 较少。这样的较低含量的一次空气降低了空气速度，而由于较低的一次空气速度，使在煤磨 机、输煤管、煤燃烧器和相关设备中的腐蚀得到显著地降低。这样带来的效果是降低了输煤 管和磨机的维修费用，对于燃烧褐煤的发电厂来说，这两种费用是非常高的。而且还实现了 烟囱排放的降低，因而提高了下游的环境保护设备的收集效率。为了经济可行地燃烧发电厂的锅炉，这样的煤燃料原料不需要干燥到绝对零的 水分含量。相反，通过利用这些可获得的废热源将煤干燥到充分程度，可以使锅炉效率得 到显著提高，同时使加工成本维持在经济可行的水平。这样为工厂的经营者带来了真正的 经济利益。褐煤的水分含量能够从通常的39-60%的含量降低到10%或更低，但是优选 27-32%。这种优选的含量决定于锅炉传热以将送到涡轮机的水蒸汽过热并且再热的传质 限制。在对工厂操作不产生不利结果的情况下，本发明优选以各种组合使用多种工厂废 热源，以干燥材料。在通常的发电厂中，废工业用热仍然可从很多来源获得以进一步使用。 一种可能的来源是水蒸汽涡轮机。水蒸汽可以取自水蒸汽涡轮机循环，以干燥煤。对于很 多现有的涡轮机而言，这样可能降低功率输出，并且对提取点下游的涡轮机级的性能产生 不利影响，因而使这种热提取的来源的适宜性受到限制。但是，对于新建立的发电厂，水蒸 汽涡轮机是为水蒸汽提取而设计的，对级效率没有负面影响，因而对于新工厂，能够使这种 水蒸汽提取成为用于煤干燥的废热源的一部分。用于干燥煤的废热的另一种可能来源是包含在工厂排出的废气内的热能。采用包 含在废气中的废热来除去煤的水分，可以降低烟道温度，这又降低了烟道中的浮力，并且能够导致在烟道壁上的水蒸气和硫酸冷凝。这样限制了能够从用于煤干燥的废气得到的热量 的量，尤其对于装备有湿式洗涤器的装置，因而这样可能使得热废气不是在本发明的很多 终端应用中所使用的唯一废热源。在Rankine的动力循环中，从在水蒸汽冷凝器和/或冷却塔中的循环中排出热。在 通常用于公用厂的水蒸汽冷凝器中排出的热是大的废热源，为二次目的利用这些热对工厂 操作的影响最小。因此，能够将离开冷凝器的这种热冷凝器冷却水的一部分转移并改用于 煤干燥。工程分析表明，在满单位负荷下，为了将煤的水分含量降低4个百分点，只需冷凝 器中排出的2%的热量。这种热源单独使用或与其它可得到的工厂废热源组合使用，使工厂 废热源得到最佳使用，而对工厂操作不产生不利的影响。尽管本发明集中在利用可获得的废热源使水分能够降低或集中在其它处理步骤， 但是应当意识到，为了利用废热源以经济地实现所需结果，可以向系统中加入一次热源如 燃烧热。典型地，相对于所使用的废热源，一次热量的量是少量的。本发明使用了固定床干燥器和流化床干燥器，两者都为单级和多级的，以使材料 在工厂操作内消耗之前进行预干燥和进一步清洁，但可以使用其它商业上已知类型的干燥 器。而且，这种干燥工艺在低温、露天系统内进行，因而进一步降低了工厂的操作成本。可 以有利地保持干燥温度低于300° F，更优选在200-300° F之间。由于本发明，离开冷凝器的一部分热的冷凝器冷却水能够被转移并且用于预热被 引导至APH的进口空气。本发明还包括用于按密度和/或大小分离粒状材料和富集污染物如飞灰、硫和含 汞材料或其它不需要的成分以从粒状材料进料中分离的装置。与试图在煤燃烧后除去污染 物和其它污染物的当前的现有技术系统相反，本发明的装置包括流化床，所述流化床具有 用于接收将要被流化的粒状材料的接收进口。所述流化床还包括用于接收第一流化流的开 口，第一流化流可以是一次热流、二次热流、至少一种废物流或它们的任何组合。在流化床 安置至少一个用于排放需要的已流化颗粒流的排放出口，以及至少一个用于排放非流化颗 粒流的排放出口，所述非流化颗粒流含有富集的污染物或其它不需要的成分。将输送器操 作性地安置在流化床内，用于将非流化微粒输送至非流化微粒排出口。收集箱与流化床操 作性相通，用于接收排放的非流化粒状材料流。在收集箱内还有任选的装置，用于引导第二 流化流在非流化粒状材料在收集箱时通过它，以进一步富集其中含有的污染物或其它不需 要的成分。在煤燃烧之前将这些污染物和其它污染物除去，消除了工厂加工中的污染物对环 境可能造成的潜在危害，并且预期的优点是排放更低、煤输入量更小、工厂操作需要的辅助 动力更小、工厂水用量更少、金属腐蚀及其它因素所致的装置维修成本更低以及从废气中 提取这些污染物所需装置引起的资本费用更小。本发明的一个优点在于它通常允许粒状材料的连续处理。当非流化颗粒流从流化 床排出时，可以向流化床中加入更多的粒状材料进料，以进行处理。本发明的另一个优点是非_粒状材料的大体水平的输送。非_流化粒状材料的这 种大体水平的输送保证了所有的粒状材料在材料被输送同时通过混合或搅拌而得到均勻 且快速的处理。本发明的再一个优点是，它允许污染物从粒状材料进料中分离并被去除。这样对工厂操作能够提供显著的环境益处。本发明的又一个优点是，它包括第二流化步骤或装置，以捕获更多的没有被污染 的可流化颗粒，这些颗粒仍然被捕获或或已经被捕获在非流化的粒状材料中。捕获更多的 流化颗粒增加了可使用的没有被污染的颗粒的量，同时降低了将进行进一步处理或处置的 污染颗粒的量。通过捕获更多可使用的没有被污染的颗粒以及降低污染粒状材料的量，公 司就能够增加其效率同时降低其成本。附图简述

图1是示出发电用的简化的燃煤发电厂操作的示意图。图2是显示改进的燃煤发电厂的示意图，该发电厂使用了废气和水蒸汽涡轮机的 废热流，以改进锅炉的效率。图3是本发明的流化床干燥器及其用于输送煤和热流化空气的相关设备的图。图4是本发明的单级流化床干燥器的示意图。图5是本发明的流化床干燥器的分配板的平面图。图6是用于流化床干燥器的分配板的另一个实施方案的平面图。图7是沿图6的线7-7截取的分配板的图。图8是含螺旋推进加料器的图6的分配板的平面图。图9是本发明的单级流化床干燥器的示意图，其使用一次热源间接加热被同时用 于干燥和流化煤的流化空气。图10是本发明的单级流化床干燥器的示意图，其使用废工业用热间接加热被同 时用于干燥和流化煤的流化空气。图11是本发明的单级流化床干燥器的示意图，其组合使用废工业用热和热的冷 凝器冷却水，所述废工业用热对用于流化煤的流化空气进行加热(间接加热)，而所述热的 冷凝器冷却水循环通过在包含于流化床干燥器内部的床内(in-bed)热交换器中以干燥煤 (直接加热)。图12是本发明的单级流化床干燥器的示意图，其组合使用了废工业用热和热水 蒸汽，所述废工业用热对用于流化煤的流化空气进行加热(间接加热)，而所述热水蒸汽 取自水蒸汽涡轮机循环并且循环通过包含于流化床干燥器内部的床内热交换器以干燥煤 (直接加热)。图13是本发明的单级流化床干燥器的示意图，其利用了废工业用热对用于流化 煤的流化空气进行加热(间接加热)，并且对循环通过包含在流化床干燥器内部的床内热 交换器的传递液体进行加热，以干燥煤(间接加热)。图14是本发明的单级流化床干燥器的示意图，其利用了来自工厂燃烧室烟囱的 热废气，对用于流化煤的流化空气进行加热(间接加热)，以及对循环通过包含在流化床干 燥器内部的床内热交换器的传递液体进行加热，以干燥煤(间接加热)。图15是本发明的两级流化床干燥器的图。图16是本发明的两级流化床干燥器的示意图，其使用了来自工厂操作的废工业 用热，以对在流化床干燥器的两个室内被用于流化煤的流化空气进行加热(间接)，以及对 循环通过包含于流化床干燥器的两个室内的床内热交换器的热冷凝器冷却水进行加热，以 干燥煤(直接加热)。
图17是在干燥器床内使用的加热盘管的侧视图。图18是沿图17的线18-18截取的加热盘管的视图。图19是流化床干燥器与用于分离煤粉中的污染物的装置结合的示意图。图20是流化床干燥器与用于分离煤粉中的污染物并且将所述污染物燃烧以发电 的装置结合的示意图。图21a和21b是洗涤器组件的剖开透视图，该洗涤器组件用于除去流化床干燥器 中的分离流颗粒。图22是本发明的另一个洗涤器组件的实施方案的透视图。图23是图22的洗涤器组件的平面图。图24是图22所示洗涤器组件的一部分的放大透视图。图25是根据本发明的一个示例性实施方案的洗涤器组件的门或材料流量调节器 的端视图。图26是根据本发明的一个示例性实施方案的门的横截面视图。图27是窗组件的横截面视图。图28是本发明的两级流化床中试干燥器的示意图。图29-30是图28的流化床干燥器的几个操作特性的曲线描述图。图31是本发明被结合到发电厂中的两级流化床干燥器的示意图，其使用热冷凝 器冷却水加热包含在第一干燥器级中的煤，以及加热被用来流化两干燥器级内的煤的流化 空气。将热冷凝器冷却水与热废气结合，对在第二干燥器级中的煤进行干燥。图32是本发明被结合到发电厂中的两级流化床干燥器的示意图，其使用由热冷 凝器冷却水和热废气提供的组合废热以加热和/或干燥在两个干燥器级中的煤。图33是本发明被结合到发电厂中的两级流化床干燥器的示意图，其使用热废气 以加热和/或干燥在两个干燥器级中的煤。图34是被结合到发电厂中的两级流化床干燥器的又一个优选实施方案的示意 图，其使用热冷凝器冷却水和热废气以加热用于干燥器的流化空气流并且将热源提供给位 于干燥器内的床内热交换器。图35是对图34利用废热源的低温干燥工艺的另一种变体，其还包括煤预热器和 干煤冷却器。图36是本发明煤冷却器的示意图。图37a是位于通向结合煤冷却器级的流化床干燥器的堰门(weir gate)的视图。图37b是煤冷却器级的排放门的视图。图37c是煤冷却器排放端壁和排放门的局部视图。图38说明了具有三分区空气预热器的封闭式冷却线路。图39说明了具有两分区空气预热器的封闭式冷却线路。图40说明了具有三分区旋转再生式空气预热器的开放式冷却线路。图41说明了具有三分区旋转再生式空气预热器的开放式冷却线路的第二实施方 案。图42是固定床干燥器的一个实施方案的示意图。图43是用于不同水分含量的煤的净单位发热量的提高的曲线图。
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图44是不同水分含量的煤的HHV值的曲线图。图45是本发明的构造A(基本方案(base case))的示意图。图46是本发明的构造B (高温)的示意图。图47是本发明的构造C (低温)的示意图。图48是本发明的构造D(超低温)的示意图。图49-59是在用各种煤干燥构造的情况下电厂效率的不同量度相对于不同水分 含量的煤的曲线图。图60是本发明原型干燥器系统的示意图。图61-73是原型干燥器性能的不同量度的曲线图。图74-75是围绕流化床干燥器的汞质量平衡。图76是废气水分含量和停留时间对汞物种形成的影响的曲线图。前面的概述是只为示例性目的而提供的，并且可以被修改成各种落入本发明的精 神和范围之内的变型和构造。因此，这些图不应当被认为是限制性的，而是作为有助于本领 域技术人员理解包含在下列详述中的新颖构思的补充。优选实施方案详述本发明提供一种方法，其通过使用在工厂操作中可利用的一种或多种废热源提高 在工厂操作中用作必要组分的材料的质量特性。这种发明允许更经济地干燥材料，从而能 够使用较低级(例如，更高水分)的材料，否则所述材料在工厂操作中是不可行的。本发明 还能够降低材料在工厂操作中被处理之前所包含的污染物和其它不适宜元素。本发明还包括一种装置和方法，它们用于将粒状材料进料流分成污染物或其它不 适宜组分(“污染物”)含量被降低的流化颗粒流，以及由污染物浓度增加的更密实和/或 更大颗粒形成的非流化颗粒流。在本发明中使用的分离方法利用了污染物的物理特性。具 体而言，它利用了被污染的以及没有被污染的材料的比重之间的差。通过分离并除去其内 富集这些污染物的更密实和/或更大的材料，可以从大部分粒状材料中除去污染物。本发 明利用了使被污染的更密实和/或更大材料与没有被污染的材料分离的流化法。对于本发明来说，“粒状材料”表示构成进入工厂操作的组成输入物的任意粒状或 颗粒化合物、物质、元素或组分，包括但不限于燃烧燃料，如煤、生物质、树皮、泥煤、森林废 弃物、玉米秸和柳枝稷(switch grass)；垃圾得到的燃料如废料；铝土矿和其它矿石；以及 在工厂操作内被改性或转化的基质，如谷物、谷类、麦芽、可可和纸浆。在本发明的上下文中，“工厂操作”表示提供有益产物或最终产品的物质的任何燃 烧、消耗、转化、改性或改进。这样的操作可以包括但不限于发电厂；炼焦操作；炼铁、炼钢 或炼铝的设施；水泥生产操作；玻璃生产装置；乙醇生产装置；用于谷物和其它农业物质， 和生物质材料如玉米秸，枝条草，树皮和泥炭的干燥操作；食品加工设施；垃圾得到的燃料 的燃烧厂；纸浆厂；和用于工厂及建筑物的加热操作。工厂操作包括与产品或系统的热处 理结合的其它生产操作，包括但不限于用于在二氧化碳或有机酸分离中使用的胺或其它萃 取剂的温室、区域供热和再生操作，以及合成燃料生产，包括煤液化。如在本申请中使用的“煤”表示无烟煤、烟煤、次烟煤和褐煤或“褐色的”煤，以及 泥煤。具体包括保德河盆地煤。对于本发明来说，“质量特性”表示粒状材料的区别属性，其在工厂操作内影响粒状材料的燃烧、消耗、转化、改性或改进，包括但不限于水分含量、碳含量、硫含量、汞含量、 飞灰含量以及燃烧时S02和N0X、二氧化碳、氧化汞的产生。如在本申请中使用的，“热处理装置”表示有利于对产品施加热的任何装置，包括 但不限于燃烧室、干燥器、蒸煮器、烘箱、保温箱、生长室和加热器。在本发明的上下文中，“干燥器”表示可用于通过应用直接或间接加热降低粒状 材料的水分含量的任意装置，包括但不限于流化床干燥器、振动流化床干燥器、固定床干燥 器、移动床干燥器、级联回旋床干燥器、细长槽式干燥器、料斗干燥器或窑。这些干燥器还可 以由单个或多个容器、单级或多级构成，是堆叠或不堆叠的，并且含有内部或外部的热交换对本申请来说，“主要热源”表示主要目的是直接用于在一个装置中做功而产生的 热量，所述装置是比如锅炉、涡轮机、烘箱、燃烧室、干燥器、热交换器、反应器或蒸馏塔。这 种主要热源的实例包括但不限于燃烧热和直接离开锅炉的工艺水蒸汽。如在本申请中使用的，“废热源”表示在工厂操作中的一个装置内由主要热源已经 做的功所产生的具有高热含量的任何残留的气态或液体副产物流，其用于在一个装置中做 功的二次目的，而不是废弃。这样的废热源的实例包括但不限于冷却水流、热冷凝器冷却 水、热冷凝器冷却空气、热废气或烟道气、来自例如涡轮机的废工业用水蒸汽或来自操作装 置如压缩机、反应器或蒸馏塔的废热。对本申请来说，“污染物”表示包含在粒状材料内的任何污染物或其它不适宜的元 素、化合物、化学品或组分，因而理想的是，粒状材料在工厂操作内使用、消耗或燃烧之前， 使污染物从粒状材料分离，或减少污染物在粒状材料内的存在。尽管本发明可以被用于各种不同的最终用途，比如用于农业、制造或工厂操作，但 是只为了说明目的，本发明在此处是与利用流化干燥床干燥煤进料的燃煤发电厂相关地进 行描述的。这并不是意味着以任何方式限制本发明的装置和方法应用于在煤或发电工业之 外的其它合适或适宜的最终用途。作为背景，图1示出发电用的简化燃煤发电厂10。将原煤12收集在煤仓14内，然 后，通过进料器16供给磨煤机18，在磨煤机18中，煤在一次气流20的协助下被粉碎成本领 域所知的合适或预定的颗粒大小。然后，将粉碎的煤颗粒供给燃烧室25，在燃烧室25中，它 们在二次气流30的协助下进行燃烧，产生热源。该燃烧反应还产生废气27。随后，将废气 27经由环境设备输送到烟囱。来自燃烧室的这种热源进而将切圆墙式燃烧(tangentially wall-fired)锅炉 32中的水31转变成水蒸汽33，水蒸汽33传递给水蒸汽涡轮机34。水蒸汽涡轮机34可以 完全地由操作性串联连接的高压水蒸汽涡轮机36、中压水蒸汽涡轮机38和低压水蒸汽涡 轮机40组成。水蒸汽33通过推动连接到各个涡轮机单元内包含的一系列被安装在轴上的 轮子的扇状叶片而做功。当水蒸汽推动叶片时，它同时使轮子和涡轮机的轴旋转。这种旋 转的轴带动发电机43的转子转动，从而产生电力45。将低压水蒸汽涡轮机40排出的水蒸汽47传递给冷凝器50，在冷凝器50内，水蒸 汽被冷却水52冷却，从而使水蒸汽变成水。大部分的水蒸汽冷凝器都是水冷却的，其中使 用了一种开放式或封闭式的冷却线路。在图1所示的闭路装置中，水蒸汽47内包含的潜热 提高了冷的冷却水52的温度，因而它作为热的冷却水54从水蒸汽冷凝器50排出，随后，热
16的冷却水54在冷却塔56中被冷却，以作为在闭路装置中冷的冷却水52进行循环。另一方 面，在开放式冷却线路中，冷却水携带的热被排放到冷却水体(例如，河流或湖泊)中。相 反，在封闭式冷却线路中，冷却水携带的热被排放到冷却塔内。 注意，其它冷凝器是气冷的。可以将由这样的冷却步骤产生的加热空气用作本发 明方法内的废热源。如图2所示，图1的发电厂10的操作效率可以通过提取并利用一些发电厂的废热 和副产物流得到提高。燃烧化石的工厂锅炉典型装备有空气预热器(“ΑΡΗ”)，所述空气预 热器用来加热在煤粉碎及燃烧工艺中使用的一次和二次气流。在锅炉系统(燃烧室、燃烧 器和锅炉装置)中使用燃烧煤，以将水转变成水蒸汽，然后该水蒸汽被用于使水蒸汽涡轮 机运转，所述水蒸汽涡轮机与发电机操作性连接。热交换器通常被称作水蒸汽/空气预热 器(“SAH”)，使用从水蒸汽涡轮机中提出的水蒸汽对空气预热器上游的一次和二次气流进 行预热。从涡轮机中提取水蒸汽降低了涡轮机(和工厂)的输出，并且降低了循环和单位 发热量。典型的APH可以具有再生式(Ljungstrom或Rothemule)或管式设计。SAH被用 于保持在APH入口的空气的高温，并且防止APH的冷却端受到硫酸在APH传热表面上沉积 所致的腐蚀，以及导致流动阻力和风机功率需求增加的堵塞。APH入口空气温度越高，使得 APH气体出口温度越高以及在APH冷却端的APH传热表面(在再生式APH中的传热通道或 在管式APH中的管)的温度越高。更高的温度减少了在APH内的酸沉积区域并还降低了酸 沉积速率。因此，在改进系统65内，SAH 70使用提取自中压水蒸汽涡轮机38的废工业用水 蒸汽的一部分71，以分别预热被传递给磨煤机18和燃烧室25之前的一次气流20和二次 气流30。在SAH 70中能够达到的一次气流20和二次气流30的最高温度受离开水蒸汽涡 轮机38的提取水蒸汽71的温度和SAH 70的热阻限制。而且，一次气流20和二次气流30 分别通过PA风机72和FD风机74供给到三分区(tri-sector) APH 76，其中这些气流被排 放到大气之前的废气流27进一步加热。以这种方式，高温的一次气流20和二次气流30提 高了磨煤机18的工作效率以及在燃烧室25中工业用热的产量。此外，可以将冷凝器50排 出的冷凝液78循环到锅炉32中，以再次转变成工业用水蒸汽。废气27和水蒸汽涡轮机38 排出的工业用水蒸汽71以及冷凝器排出的水78被成功地用于提高发电厂65的总体效率， 否则废气27和工业用水蒸汽71以及冷凝液78都可能被废弃。如上述论述那样，如果煤12的水分含量能够在其传递给燃烧室25之前得到降低， 则将进一步有利于发电厂的操作效率。这种初级干燥工艺还能够经济地使用如次烟煤和褐 煤的更低级煤。于2005年8月8日提交的名称为“粒状材料的热处理设备(Apparatusfor Heat Treatment of Particulate Materials) ” 的美国申请序列号 11/199，838 更详细地公开了 能够与本发明结合使用的流化床干燥器和其它的干燥装置，该申请与本发明享有共同发明 人和所有人，并且通过引用以其全部内容结合到此。但是，关于流化床和分离装置的下列细 节在本文中公开。图3显示流化床干燥器100，其用作用于分离流化煤颗粒流和非流化颗粒流目的 的流化床装置，但是应当理解在本申请的范围内可以使用任意其它类型的干燥器。而且，完整的流化床装置系统可以由多个串联或并联连接的煤干燥器构成，以除去煤中的水分。 涉及多个相同煤干燥单元的多干燥器方法提供了操作和维修的灵活性，并且由于其通常更 小的尺寸需求，允许煤干燥器被安装并结合在现有的发电厂的设备内，以及被分级、一次一 个。这样对正常的工厂操作干扰最小。一个或多个流化床在较低温度范围的露天中操作。床内热交换器与静态的流化床 或固定床设计一起使用，以为煤干燥提供另外的热量，从而减小必要的设备尺寸。在流化床 干燥器内的床内传热表面充足的情况下，流化/干燥气流可以被降低到相当于最小流化速 率的值。这样降低干燥器的腐蚀损害和淘洗(elutriation)率。
床内热交换器用热可以直接或间接供给。直接供热包括转移一部分热的流化气 流、热的冷凝器冷却水、热的冷凝器冷却空气、工业用水蒸汽、热废气或其它废热源，并且使 其通过床内热交换器。间接供热包括使用被以下热源加热的水或其它传热液体热的一次 气流、热的冷凝器冷却水、热的冷凝器冷却空气、从水蒸汽涡轮机循环中取出的水蒸汽、热 废气或在外部热交换器中、通过床内热交换器之前的其它废热源。床容积可以是整体的或被分成几部分，在此处被称作“级”。对于在将要燃烧煤的 同一位置处理要燃烧的过筛煤，流化床干燥器是良好的选择。单一容器或多个容器中可以 包含多个级。多级设计允许最大程度地利用流化床的混合、分离和干燥特性。煤干燥器可 以包括用于干燥煤的直接或间接热源。图3公开了在工厂位置上的形式为流化床干燥器100的煤干燥器及相关设备。将 湿煤12储存在煤仓14内，在此通过进料门15释放给振动进料器16，振动进料器16将煤 12输送给磨煤机18，以粉碎煤颗粒。然后，粉碎的煤颗粒穿过筛102，以恰当地筛选出直径 小于1/4英寸的颗粒。然后，将筛选出的碎煤颗粒由输送器104输送到流化床干燥器100 的顶部区域，其中煤颗粒借助于热空气160被流化并干燥。然后，干燥的煤颗粒由下面的干 煤输送器108、斗式提升机110和上面的干煤输送器112输送给干煤仓114和116的顶部， 在其中将干煤颗粒储存，直到锅炉燃烧室25需要为止。流化床干燥器100内的湿空气和淘洗煤粉120被输送到集尘器122(也被称作“袋 滤室”)，在集尘器中，淘洗煤粉与湿空气分离。集尘器122提供用于将湿空气和淘洗煤粉 推送入集尘器内的力。最后，除去淘洗煤粉的空气穿过烟囱126，随后在洗涤器单元(未示 出)内处理掉包含在气流中的其它污染物比如硫、NOx和汞。图4公开了本发明的煤干燥床的一个实施方案，它是带有直接供热的单级、单容 器的流化床干燥器150。尽管流化床干燥器150可以有很多种不同的装置，但是通常的功能 构件包括用于支撑流化及输送用的煤的容器152。容器152可以是槽、闭合容器或其它适当 的装置。容器152包括分配板154，所述分配板154形成朝向容器152底部的底板(floor)， 并且将容器154分成流化床区域156和气室区域158。如图5所示，分配板154可以是多孔 的或构造有合适的阀装置，以使流化空气160进入到容器152的气室区域158内。流化空 气160遍布气室区域158，并且在高压下强行向上穿过在分配板154中的开孔155或阀，以 使放置在流化床区域156内的煤12流化。容器152的上部限定了稀相区162。如图4所示，湿过筛煤12通过进入点164进 入流化床干燥器150的流化床区域156。如所示那样，当湿过筛煤12被流化空气160流化 时，煤水分和淘洗煤粉被推进穿过容器152的稀相区162，并且通常在流化床干燥器150的顶部的排气出口点166从容器排出。同时，流化煤产物168将通过卸料槽170从容器152 排出到输送器172，以输送到储仓或锅炉燃烧室。当流化煤颗粒在图4所示的方向A越过在 分配板154上面的流化床区域156时，它们将靠着堰174堆积，所述堰174构成跨过流化床 干燥器的宽度的壁。堰174的高度将限定干燥器内煤颗粒的流化床的最大厚度，原因是当 累积的煤颗粒上升到堰的高度之上时，它们将必然从堰的顶部穿过并落入与卸料槽170相 邻的流化床干燥器150的区域内。同时，更大且更密实的煤颗粒(“分离流”)将由于它们 更高的比重，而自然地朝流化床156的底部下沉。此处更充分描述的输送装置178将推动 或以其它方式使这些非流化的分离流煤颗粒穿过排出口179，使得它们离开流化床。煤进口 164和出口点169与179的结构和位置、淘洗煤粉出口 166、分配板154和容器152的构造 都可以根据最佳结果的需要进行改进。流化床干燥器150优选包括湿床旋转气锁176，湿床旋转气锁176与湿煤进口 164 操作性连接，从而维持了在煤进料和干燥器之间的压力密封，同时允许将湿煤进料12引入 到流化床156。旋转气锁176应当具有带碳化镍涂覆的孔的铸铁结构的外壳。气锁的端板 应当具有带涂覆碳化镍面的铸铁结构。气锁转子应当具有带封闭端、平尖端(leveled tip) 和辅助焊接(satellite welded)的铸铁结构。在本发明的一个实施方案中，气锁176应当 大小合适以处理约115吨/小时的湿煤进料，并且应当在60%填充率下以约13RPM旋转， 以满足这种分级标准。气锁被配备有3马力的逆变器负载齿轮马达(inverter duty gear motor)和空气吹扫套件。尽管气锁176是直接与电动机连接的，但是在流化床干燥器的其 它湿煤进口处安置的任何其它气锁可以是链传动的。注意，在气锁的铸铁表面上使用合适 的涂覆材料如碳化镍，所述铸铁表面可能随时间而遭受通过的煤颗粒的磨损。这种涂覆材 料还为接触到煤颗粒的气锁部分提供“非粘性表面”。产物旋转气锁178在与流化床干燥器出口点169操作性连接时被供给空气，以处 理从干燥器排出时的干煤产物168。在本发明的一个实施方案中，气锁178应当具有带碳化 镍涂覆的孔的铸铁结构的外壳。气锁端板应当同样具有带涂覆碳化镍的面的铸铁结构。气 锁转子应当具有带封闭端、平尖端和辅助焊接的铸铁结构。气锁应当优选在60%填充率下 以约19RPM旋转，以满足分级标准。气锁应当被配备有2马力的逆变器负载发生器、链传动 装置和空气吹扫套件。分配板154将热空气入口气室158与流化床干燥室156和162分开。如图5所 示，分配板应当优选由3/8-英寸厚的经喷射水流钻孔的50，OOOpsi屈服的碳素钢制成。分 配板154可以是平的，并且可以位于相对于流化床干燥器150的水平面上。开孔155应当 是直径约为1/8-英寸，并且从分配板的进料端到排出端的约1-英寸的中心，跨过中心的 1/2-英寸并且在相对于分配板垂直的方向上进行钻孔得到。更优选地，开孔155可以在相 对于分配板约65° -定向方向上进行钻孔得到，因而被强制通过分配板内的开孔155的流 化空气160将在流化床区域156内的流化煤颗粒吹向干燥器单元的中心，并远离侧壁。被 流化的煤颗粒在图5所示的方向B上行进。在输送器装置178是位于分配板上的流化床中 的带、推杆、牵引链或其它类似装置时，这种平坦的平面分配板154将良好地工作。分配板180的另一个实施方案示出在图6-7中。这种分配板180不再是平的平板， 而是由两个被钻孔的板182和184构成，所述被钻孔的板182和184分别具有平坦部分182a 和184b、圆形部分182b和184b以及竖直部分182c和184c。为了形成分配板单元180，这两个竖直部分182c和184c通过螺栓186和螺母188栓在一起。为了促使煤颗粒流向分 配板的中心，分配板180的“平坦”部分182a和184a实际上安装在朝向干燥器单元中部的 5°斜面上。同时，图8更清楚地示出，分配板单元的圆形部分182b和184b共同限定了直 径约为1英尺的半圆区域190，以容纳螺旋推进加料器192。分别在分配板单元182和184 中的钻孔183和185仍然在从进料端到排放端为约1-英寸的中心，并且跨过中心的1/2-英 寸，具有相对于干燥器单元的水平面成65°方向的斜面。尽管分配板单元182和184的平 坦部分182a和184a以及竖直部分182a和184c应当由3/8-英寸厚的经喷射水流钻孔的 50，OOOpsi屈服的碳素钢制成，但是圆形部分182b和184b将优选由1/2-英寸厚的碳素钢 形成，以提高螺旋槽190周围的强度。流化的煤颗粒在图6所示的方向C上行进。如图8所示，螺旋推进加料器194安置于分配板的槽区域190内。这种螺旋推进 加料器应当具有12-英寸的直径，应当进行大小合适以按11. 5吨/小时除去在干燥器床中 的过大煤颗粒，并且具有足够的扭矩以在4-英尺厚的深煤颗粒床下启动。驱动器将是带有 10 1极限负荷比(turndown)的3-马力逆变器负载马达。为了耐久性，螺旋推进加料器 194应当具有碳素钢结构。 分配板180的槽190和螺旋推进加料器194应当与干燥器的纵向垂直。这样能够 使螺旋推进加料器的翅片196在操作过程中沿流化煤床的底部与分离流煤颗粒咬合，并且 将它们推出流化床干燥器的排出口 179。图9以示意图的形式公开了图4的流化床干燥器150，其中为了易于理解，相同的 标记用于相应的干燥器部件。由风机200抽吸环境空气160，穿过被燃烧源204加热的加热 器202。将循环穿过加热器202而被加热的一部分流化空气206导向流化床区域156，以使 湿过筛煤12流化。加热器202可以使用任意合适的燃烧源，比如煤、石油或天然气。尽管可以将这种加热的流化空气206用于加热在床区域156内被流化的煤颗粒 12，并且通过与热流化空气的传导传热使颗粒表面上的水蒸发，但是优选在干燥器床内包 括床内热交换器208，以对煤颗粒提供热传导，从而进一步增强这种加热和干燥过程。通过 将其余的流化热空气206 (由加热器202加热)转移穿过床内热交换器208，形成直接供热， 对流化煤进行加热，从而将水分逐出，所述床内热交换器208贯穿流化床156。从床内热交 换器208排出的流化空气206循环回到风机200，以再次循环穿过加热器202并被加热。当 流化空气通过气室158直接进入流化床区域156时，导致流化空气206有一些损失。通过 将另外的环境空气160抽吸到循环环路中，使这种损失的空气得以替换。图10示出了图4的单级、单容器的流化床干燥器150的另一个实施方案，不同的 是，外部热交换器210替换了加热器202，以及采用来自周围工业生产厂的废工业用热212 加热这种外部热交换器。由于工业生产厂比如发电厂通常都具有可获得的废工业用热源 (否则将被舍弃)，因此为了在商业上更加可行地提高燃烧这种干燥煤的锅炉效率，本发明 的这种构造允许在生产上利用这种废工业用热，以在流化床干燥器150中加热并干燥湿煤 12。如图9所示，使用一次热源如煤、石油或天然气对于干燥煤颗粒是更昂贵的选择。图11示出了单级、单容器流化床干燥器220的又一个实施方案，其类似于图10所 示的流化床干燥器，不同之处在于外部热交换器210和床内热交换器208都没有使用废工 业用热212进行加热。而是将来自发电厂操作其它地方的热冷凝器冷却水222的一部分转 移至床内热交换器208，以提供必要的热源。因此，在图11的流化床干燥器的实施方案220中，使用两个独立的废热源(即，废工业用热和热的冷凝器冷却水)来提高煤干燥工艺的操 作效率。图12示出了单级、单容器、流化床干燥器230的又一个实施方案，其类似于图11 所示的流化床干燥器，不同之处在于使用来自发电厂的水蒸汽涡轮机的热工业用水蒸汽 232代替作为用于床内热交换器208的热源的热的冷凝器冷却水。 同样，为了提高煤干燥工 艺的操作效率，流化床干燥器230使用了两种不同的废热源(即，废工业用热212和热的工 业用水蒸汽232)。图13-14中示出了流化床干燥器的另一个实施方案，其要求的是采用间接供热的 单级、单容器的流化床干燥器240。如图13所示，通过使用水或其它传热液体242为床内热 交换器208提供间接供热，所述水或其它传热液体242被流化空气206、热的冷凝器冷却水 222、取自水蒸汽涡轮机循环的工业用水蒸汽232或来自外部热交换器210的燃烧室烟道的 热废气248加热，然后通过泵246循环穿过床内热交换器208。还可以使用这些热源(以及 其它热源)的任意组合。图15-16示出了本发明的露天、低温流化床干燥器设计的再一个实施方案，其是 采用直接供热(来自发电厂的冷却塔的热冷凝器冷却水252)到床内热交换器208的多级、 单容器流化床干燥器250。容器152被分成两级第一级254和第二级256。尽管图15-16 中示出的是两级干燥器，但是可以添加其它级并且可以实现进一步的处理。通常地，湿过筛 煤12在进入点164处穿过稀相区162进入流化床干燥器250的第一级254。热冷凝器冷却 水252将湿过筛煤12预热并且部分干燥(即，一部分表面水分被除去)(直接加热)，所述 热冷凝器冷却水252进入、循环通过包含在第一级254内部的床内热交换器258的加热盘 管并排出。热流化空气206也使湿过筛煤12得到加热及流化。在被外部热交换器210中 的废工业用热212加热之后，流化空气206被风机200迫使穿过流化床干燥器250的第一 级254的分配板154。在第一级254中，热流化气流206被迫使穿过被分配板154支撑并且在其上的湿 过筛煤12，从而使煤得到干燥，并且将包含在煤内的可流化颗粒和不可流化颗粒分开。更 重或更密实的不可流化颗粒在床内分离出，并且收集在分配板154的底部。然后，这些不可 流化颗粒(“分离流”)作为流1(260)从第一级254中排出。流化床干燥器通常被设计成 处理在流化床底部收集的高达4英寸厚的非流化材料。非流化材料可以占输入煤流的最多 25%。可以将这种分离流260引入另一个选矿工艺中，或可以简单地将其排出。如图16所 示，通过倾斜的水平方向分配板154，实现使分离的材料沿分配板154运动到流260的排出 点。因此，第一级254使可流化的和不可流化的材料分离，使湿过筛煤12预干燥和预热，并 且将湿过筛煤12的均勻流提供给包含在流化床干燥器250内的第二级256。来自第一级 254的流化煤12以气载方式流过第一堰262，到达床干燥器250的第二级256。在床干燥 器250的这种第二级中，通过直接热，将流化煤12进一步加热并干燥到所需的出口水分含 量，其中热冷凝器冷却水252进入、循环并离开包含在第二级256内的床内热交换器264的 加热盘管，以辐射其中的显热。在被外部热交换器210中的废工业用热212加热之后，热流 化空气206也使煤12得到加热、干燥和流化，热流化空气206被风机200迫使穿过分配板 154进入流化床干燥器250的第二级256内。干煤流以气载方式越过在流化床干燥器250的排出端169的第二堰266排出，而淘洗煤粉166和湿空气从干燥器单元的顶部排出。这种第二级256还可以被用于进一步分 离来自煤12的飞灰和其它杂质。如图16所示，分离的材料将作为流2(268)和3(270)，通 过位于床250底部(或适合的其它地方)的多个提取点268和270从第二级256中移出。 提取点的所需数量可以根据湿过筛煤12的尺寸和其它性质进行改进，所述其它性质包括 但不限于不适宜杂质的性质、流化参数和床设计。通过如图16所示的倾斜分配板154，或 者通过现有的商购的水平方向分配板，可以实现使分离材料运动到排出点260、268和270。 可以将分离流1、2和3从工艺中移出并且将其填埋或进一步处理以除去不适宜的杂质。
当流化气流206流过煤床250以及包含在流化床156的第一级254和第二级256 的湿过筛煤12时，其被冷却并被增湿。可以从干燥器床内的煤12除去的水分的量受流化 气流206的干燥容量的限制。因此，借助床内热交换器258和264的加热盘管向流化床156 输入的热量提高了流化气流206的干燥容量，并且降低了完成预期程度的煤干燥所需要的 干燥空气的量。使用足够的床内传热表面，干燥气流206能够被降低到相当于保持颗粒悬 浮所需要的最小流化速率的值。该值典型地在0. 8米/秒范围，但是该速率能够增大，以在 更高值比如1. 4米/秒运行，从而保证该过程从来都不会降低到低于最小的所需速度。为了实现最大的干燥效率，干燥气流206在饱和状态(即，具有100 %的相对湿 度)下离开流化床156。为了防止水分在流化床干燥器250的稀相区162中以及更下游之 处冷凝，煤干燥器250被设计成出口的相对湿度低于100%。另外，如本文更充分解释的，一 部分热流化空气206可以绕过流化床156，并且与稀相区162中的饱和空气混合，从而降低 其相对湿度(例如，喷射)。备选地，可以在流化床干燥器250的稀相区162内部增加预热 表面，或者可以使用加热容器外壳或其它技术来增加离开床干燥器250的流化空气206的 温度及降低其湿度，并且防止在下游冷凝。在干燥器中除去的水分直接与流化空气中所包 含的供热量以及床内热交换器辐射的热量成比例。供热量越高，使得床和出口的温度越高， 这增加了空气的输送水分的能力，因而降低了实现预期干燥度所需要的必需的空气/煤的 比率。用于干燥的功率条件取决于气流和风机压差。将热加入到干燥器床中的能力取决于 所述床与加热水之间的温度差、传热系数和热交换器的表面积。为了利用较低温度的废热， 因而需要更大的传热面积，以将热引入工艺中。这通常意味着床更深，以给床内热交换器的 加热盘管提供必要的容积。因此，本发明的流化床干燥器的精确尺寸和设计结构可以决定 于欲达到的目标。进入和离开干燥器的煤流包括湿过筛煤12、加工过的煤流、淘洗煤粉流166和分 离流260、268和270。如本文中更充分公开的，为了处理不可流化煤，干燥器250装备有被 包含在第一级分配板180的槽区域190内的螺旋推进加料器194，所述螺旋推进加料器194 与用于收集分离煤颗粒的收集料斗和洗涤器单元结合。干燥器的典型的相关组件包括煤输送设备、煤储仓、流化床干燥器、空气输送和 加热系统、一个或多个床内热交换器、环境控制器(集尘器)、仪表和控制和数据采集系统 等。在一个实施方案中，使用螺旋推进加料器将湿煤供应给干燥器并且将干燥的煤产物从 干燥器中取出。可以使用螺旋进料器控制进料速率并且在进入及离开干燥器的煤流上提供 气锁。在煤仓上的测压元件提供进入干燥器内的流量和总的煤输入量。仪表可以包括但不 限于热电偶、压力计、空气湿度计、流量计和应变计。相对于流化床干燥器，第一级实现了不可流化材料的预加热和分离。这可以被设计成分离煤的高速率小室。在第二级中，通过由水蒸汽和煤之间的分压差引起的煤水分蒸 发，煤得到干燥。在一个优选实施方案中，大部分的水分是在第二级中被除去的。
图17-18中更清楚地显示了包含在流化床干燥器250的床内热交换器258和264 内的加热盘管280。每一个加热盘管都具有由双行程的U形管的盘管连接282构成的碳素 钢结构，所述盘管连接282具有整体水箱284，所述的整体水箱284上连接有盖、进口法兰 286、出口法兰288和吊环290。这些加热盘管束是为在150psig、300° F下使用水进口 286 和出口 288用的150#ANSI法兰而设计的。加热盘管280定位为横跨干燥器单元的第一级 254和第二级256的宽度，并且带有吊环的支撑板292被安置在沿加热盘管束的长度的中 间，以提供横向支撑。第一级热交换器258的一个实施方案包含50根直径为l72_英寸的加热盘管 (280)，而所述加热盘管(280)具有Sch 40SA-214碳素钢的翅管、1/2-英寸-高的翅片以 及1/2-英寸翅片间距χ 16-标准尺寸(garage)的实心螺旋焊接的碳素钢翅片，其水平间 隙为1-英寸，并且其对角线间隙为ι72-英寸。同时，根据干燥器的第二级的长度，第二级 热交换器264可以由一组长的管束或多组串联的管束构成。第二级热交换器264的管通常 由如下构成1-11/2-英寸OD管系χ IOBffG壁SA-214碳素钢的翅管、1/4-1/2-英寸-高的 翅片和1/2-3/4-英寸翅片间距χ 16-标准尺寸的实心螺旋焊接的碳素钢翅片，其水平间隙 为1-英寸，其对角线间隙为172。在本发明的一个实施方案中，第二级加热盘管包含贯穿 第二级长度的110-140根管。第一级以及第二级热交换器258和264所用的管束的总表面 积约为8，483ft2。本发明提供给流化床的热源可以是一次热量。更优选地，热源应当是废热源，比如 热的冷凝器冷却水、热的冷凝器冷却空气、热排水、工业用废热、热废气或废弃的涡轮机水 蒸汽，这些废热源可以单独使用或与另外的一种或多种废热源或一次热量组合使用。这些 废热源即使不是在大部分的工厂操作中可获得，也通常在许多工厂操作中可获得，因此，可 以在商业上更经济地被用于操作本发明的低温加工和污染物分离工艺，而不是在工厂操作 内被舍弃。在2005年4月15日提交的美国序列号11/107，152更充分地描述了如何将这 些一次热源或废热源结合到流化床装置中，该申请与本申请享有共同发明人和所有人，并 且通过引用将其全部内容结合到此。本发明的干燥器床设计意在进行定制设计，以在不使煤暴露在高于300° F、优选 在200-300° F之间的温度的情况下(根据将要实现的预期目标、燃料或进料的性质以及与 需要的结果有关的其它因素，其它进料或燃料的温度梯度和流体流量可以变化)，最大程度 地使用可从各种发电厂生产中得到的废热流。在高于300° F，典型地更接近400° F的温 度，氧化发生并且从煤中逐出挥发物，从而产生包含需要处理的不需要的成分(例如SO2和 汞)的另一种流，和工厂操作的其它潜在的问题。通过将干燥器的空气进料调节至小于300° F并且将这种热量输入到床内的热交 换器盘管中，干燥器能够处理更高温度的废热源。流化床干燥器的多级设计形成了能够被 用于通过加热介质的逆流来实现更有效的传热的温度带。来自干燥器床的煤出口温度较低 (典型地低于140° F)，并且产生了较容易储存和处理的产物。如果特别的粒状材料需要更 低或更高的产品温度，则可以将干燥器设计成提供降低或升高的温度。选择合适的干燥器设计、干燥器温度和包含在床内的煤的停留时间，将使水分降低到所需的水平。对于用于发电厂应用的低级煤，其可以要求北美褐煤的水分从约35-40 重量％降低到10-35重量％、更优选27-32重量％。在其它地区市场如开始采用高达 50-60%的高水分含量的褐煤的澳大利亚和俄罗斯中，煤用户可以选择通过干燥将水分含 量降低到低于27%。对于次烟煤，这种水分降低可以是从约25-30重量％至约10-30重 量％，更优选20-25重量％。在用于发电厂操作的煤的情况下，尽管在本发明下合适设计的 干燥器工艺能够利用低温热将粒状材料的水分含量降低到0%，但是这样可能是不必要的， 并且增加了处理成本。定制设计允许将床建造成将高水分煤干燥到最适合于特定发电厂生 产的水平。
对于本发明在工厂操作中利用废热选择的低温、露天干燥方法的应用，可利用很 多种可能的实施方案选择。在图31中以两级、单容器的流化床干燥器302的形式显示了一 个优选实施方案，所述流化床干燥器302被结合到使用热的冷凝器冷却水304和热废气306 作为用于干燥操作的唯一热源的发电厂300中。将水分含量为35-40重量％的原褐煤12输 送到筛310，以筛选出其大小适合于在所述工艺内处理的煤。将低于2英寸、更优选0. 25英 寸或更小的范围内的合适过筛煤12通过标准方式直接输送到预处理的煤储存仓312内。任 何大于0. 25英寸的过大煤首先经过粉碎器314，之后将其由标准方式输送到煤储存仓312。然后，通过在本领域中已知的输送系统，将来自储存仓的湿过筛煤12输送到流化 床干燥器302，其中在煤颗粒表面及孔内的总水分降低到预定含量，得到平均水分含量为约 28-30重量％的“干燥”煤316。这种所得到的干燥煤316由输送器318输送到斗式提升机 320，再到干煤储存料斗322中，在此将其保持直到锅炉燃烧室需要为止。 在被输送到风箱328以进入燃烧室330之前，通过常规的方式将收集在储料仓322 中的干燥煤316输送给磨煤机324，在此处，其被粉碎成干燥粉煤326。对于本发明来说，为 图31所示的煤干燥工艺提供了 4百万磅/小时的锅炉容量用的美国北达科他州的“冬季条 件”的典型工艺参数。当煤326在燃烧室330中燃烧时，将在60亿BTU/小时范围内的所得 热量传递给容纳在锅炉334内的水332。然后，将平均温度为1000° F且压力为2，520psig 的水蒸汽336传到用于驱动至少一个用来发电的发电机(未示出)的一系列高压、中压和 低压水蒸汽涡轮机(未示出)中的第一个。废水蒸汽典型地将在600° F和650psi下离开 高压涡轮机，并且在约550-600° F和70psi下离开一个或多个下游中压涡轮机。之后，将在约125-130° F和1. 5psia下从低压涡轮机中排出的废水蒸汽338输送 到冷凝器340中，在此将它转变成水。将约85° F的冷的冷却水342循环通过冷凝器340， 以从废汽338中取出潜热能。在本方法中，冷却水342变得更热并且以约120° F的热冷却 水344的形式从冷凝器中排出。然后，将这种热的冷凝器冷却水344通到冷却塔346中，在 此将它的温度再次降低至约85° F，以产生用于再循环到冷凝器340中的冷的冷凝器冷却 水。之后，将来自冷凝器的冷凝液再循环通过锅炉334，以再热成再次用于驱动水蒸汽涡轮 机的水蒸汽336。流化床干燥器302由第一级350和更大的第二级352组成，其中第一级350具有 接收将要干燥煤12的70ft2的分布面积，第二级352具有245ft2的分布面积。流化床干燥 器302的这些级分别配备有将在下面更详细地论述的床内热交换器354和356。将热的冷凝器冷却水的一部分304被转移并且通过热交换器354循环，以给干燥 器的第一级350提供直接热源。这种热的冷凝器冷却水304典型地平均为120° F，并且导致第一级床内热交换器辐射250万BTU/小时的热量。在约100° F从热交换器中排出的废 弃的热冷凝器冷却水358间接返回到冷凝器中，因此它有助于将废弃的涡轮机水蒸汽358 冷却下来，并且再次变成热的冷凝器冷却水304。热的冷凝器冷却水的一部分304a循环通过外部热交换器360，其用于加热二醇基循环流体362，所述循环流体362被用于加热初级风机室盘管364。这种初级风机室盘管 364将一次空气流366和二次空气流368的温度从一年时间都在变化的环境温度升高至约 25-30° F(冬季条件)。二醇在低温下不会冻结，因而它确保一次和二次空气流同样不会降 低到低于25° F的最低温度。然后，将离开初级风机室的盘管364的一次空气流366和二次空气流368通到构 成空气_水热交换器单元的主风机室盘管370。将热的冷凝器冷却水304的一部分304b 循环通过主风机室盘管370，以提供必需的热源。一次空气流366和二次空气流368在约 80-100° F下从初级风机室盘管中排出，因此，通过分别为140° F和112° F的PA风机 372和FD风机374将它们输送到外部空气加热器376中，所述外部空气加热器376构成三 分区的、旋转再生式空气预热器。使用风机室盘管364和370分别预热空气预热器376的进口空气以及热和冷的一 次空气流380和366a，将可用于外部热交换器386的热量和传热流体流388的温度从120 度的范围升高至高于200度的范围。这对流化/干燥空气382和床内热交换器302的需要 表面积具有积极的影响。两者随干燥和加热流的温度增加而降低。在外部空气预热器376之前，将一次空气366的一部分366a转移到约为145° F 的混合箱378中。在与一次空气的更热流380a (约为283° F)混合之后，它形成约187° F 的流化空气382，所述流化空气382用作流化床干燥器302的第一级350和第二级352的 流化介质。为了达到这种187° F的流化空气温度，进入混合箱378的约54%空气将由热 PA空气380a提供，而约46%将由冷PA空气366a提供。流化空气382以约3. 5英尺/秒 的速度进入第一级350，以将约40英寸厚的煤颗粒床流化。煤颗粒12以约132，000磅/小 时横穿第一级350，其中它们被床内热交换器354和流化空气加热到约92° F，并且水分得 到了少量降低。在到达第一级350的端部时，它们将溢出堰的顶部进入第二级352。废气306在约825° F下从锅炉燃烧室330中排出。这种废热源穿过外部空气加 热器376以提供加热介质。废气在约343° F下从外部加热器中排出，并且经过沉淀器和洗 涤器被排出到烟道。但是，在本方法中，废气将一次空气流366和二次空气流368分别加热 至约757° F和740° F，以形成热一次空气380和加热的二次空气382。将加热的二次空 气流382以帮助燃烧过程并且提高锅炉效率所需的约117%输送到燃烧室330中。将约757° F的热一次空气380输送到磨煤机324中，因此它形成将粉碎的煤颗粒 推动到风箱328和燃烧室330中的正压源。再次，以这种方式预热粉碎的煤颗粒326，提高 了锅炉效率，并且使得能够使用更小的锅炉和相关设备。在干煤的情况下，由于更低的水分蒸发损耗，因此火焰温度更高，并且改进燃烧室 330中的传热过程。火焰温度越高，导致对燃烧室330的壁的辐射热通量(heat flux)越 大。因为排出的废气306的水分含量降低，所以火焰的辐射性能得到改变，从而还影响对燃 烧室330的壁的辐射通量。在更高的火焰温度的情况下，从燃烧室330中排出的煤灰颗粒 的温度更高，从而可以增加燃烧室的污垢和结渣。炉渣在燃烧室壁上的沉积降低传热，并且在燃烧室出口导致更高的废气温度(FEGT)。由于煤流量随燃料水分减少而降低，进入锅炉 的灰量也将降低。这样减少了锅炉334中的固体颗粒腐蚀以及锅炉334的维修(例如，需 要除去积聚在锅炉内表面上的烟灰)。 将热一次空气流380的一部分输送到热交换器386中，所述热交换器386将液体 介质388加热到约201° F，所述液体介质388用作床内热交换器356用的热源，所述床内热 交换器356容纳于流化床干燥器302的第二级352中。这种液体介质在约160° F下离开 该热交换器，因此将它送回到热交换器386中以进行再热。如上面已经描述，在约283° F 下离开热交换器386的一次空气流380a与冷一次空气366a在混合箱378中结合，以形成 引导到流化床干燥器302中的流化气流382。这种混合箱允许将流化空气的温度调节到需 要的水平。在约92° F和稍微降低的水分下从第一级350输送到流化床干燥器的第二级352 的流化煤颗粒将形成深度为约38-42英寸的床，该床被气流382流化并且进一步被床内热 交换器356加热。这些煤颗粒通过流化床的第二级352的长度需要约12分钟，因此将它们 以约118° F和水分为29. 5重量％的干燥煤316的形式排出。更重要的是，以约6200BTU/ 磅进入干燥器302的第一级的煤12的热值已经增加至约7045BTU/磅。在工业上，计算“X比率”，以表示通过空气加热器376从废气306到一次空气366 和二次空气368的相对传热效率。由如下等式表示mPA+FD · cpPA+FD · (Τ 出 _T 进)PA+FD = m 废气· cp 废气· (Τ 进 _T 出)废气式中，m是质量流量，cp是比热，Te和Ta分别是相应燃烧空气(即，一次空气和 二次空气)和废气流的进口温度和出口温度。因为燃烧空气流(以BTU/hr表示)的乘积 (m-cp)典型地只有废气流的相应值的80%，这意味着在发电厂的通常情况下，穿过空气热 交换器的废气的温度降低可能只等于在燃烧气流中的温度增加的80%。但是，根据本发明， 通过减少煤的水分含量，由此减少在燃烧室中的煤产物的燃烧所产生的废气，废气流306 的质量流量和比热值将得到降低，同时通过风机室盘管364和370将一次空气流366和二 次空气流368预热，将增加燃烧空气流的质量流量。这将导致X比率增加到100%，由此极 大地提高了发电厂操作的锅炉效率。而且，干燥器系统根据本发明的原则的周到设计可以 进一步将X比率提高到约112%，由此使锅炉操作对于发电更有效。此外，通过利用在发电 厂操作内可获得的废热源，已经实现了空气热交换器的这种被极大地提高的X比率和锅炉 效率，这样能够在协同的基础上提高发电厂操作的经济性。重要的是应理解，对图31-33中所示的流化床干燥器装置可以进行各种改变。例 如，可以使用在发电厂中可利用的其它废热流，如离开涡轮机的废工艺水蒸汽代替热废气 或热的冷凝器冷却水流。而且，可以将独立的混合箱插入到用于将流化空气输送到流化床 的第一和第二级中的管线内，以允许独立调整和控制各种流化流的温度。此外，可以使用两 分区或外部空气加热器，其中通过一侧的一次和二次空气流由通过另一侧的热废气加热。 在需要时，可以在热一次空气流中安置水蒸汽-空气预热器(“SAH”)，以在所述热一次空 气流到达混合箱之前进一步增加它的温度。可以通过从水蒸汽涡轮机循环或工厂内可利用 的其它废热源提取的水蒸汽提供用于这种SAH的热输入。如图33中所示，又一种变化是在 废气从空气预热器中排出之后，在其通道中安置省煤器(economizer)热交换器，以加热循 环流体，所述循环流体对到达外部空气加热器之前的一次和/或二次空气流进一步提高的热量。还可以将这样的热交换器放置在外部空气预热器之前。
与图31相比，图32显示了流化床干燥器302被略微不同地结合到发电厂300中， 其中对相同元件给出相同标记以易于理解。还使用热的冷凝器冷却水304加热用于初级风 机室盘管364和主风机室盘管370的二醇加热器360，所述二醇加热器360转而共同预热 一次空气流366和二次空气流368，之后，所述热一次空气流366和二次空气流368在外部 空气加热器376中被废气306进一步加热以产生热二次空气382和热一次空气380。还引 导冷一次空气流366a穿过混合箱378以控制流化空气的温度，所述流化空气被引导穿过流 化床干燥器的第一级350和第二级352的底部。但是，使用在热交换器386中加热的循环 液体介质388，作为第一级350中的床内热交换器354和第二级352中的床内热交换器356 所用的加热介质。与图31中所示的装置不同，热的冷凝器冷却水304不用作第一级350中 的床内热交换器354所用的加热介质。图32的这种实施方案允许将更高温度的热量引导 到流化床干燥器302内的两个热交换器中，并且提高整个干燥系统的灵活性。图33显示了用于流化床干燥器302和发电厂300的又一种略微不同的装置。如 同图32，将共用废热源用于容纳于流化床干燥器302的第一级350和第二级352中的两个 床内热交换器。但是，与其中使用从外部空气加热器376中排出的热一次空气380加热热 交换器循环液体388的图32不同，在图33中，这种循环液体388是通过从外部空气预热器 376中排出的废气流402在热交换器400内部进行加热的。以这种方式，可以将循环液体 388加热至约200-300° F以在床内热交换器354和356中使用。此外，图13的这种实施 方案提供另外的益处，因为它能够进一步在生产上使用废气流的热含量，并且提供干燥器 系统设计的更大灵活性，从而与图31和32所示的实施方案相比，使得在得到相同或更好的 干燥性能方面更有效。图34中示出了本发明利用废热源的低温、露天工工艺的再一个可能并且优选的 实施方案。为了使读者容易理解，与图31-33相同的元件在图34中用先前使用的相同标记表不。代替如图31-33中所示的由二醇加热器360加热的单个初级风机室盘管364，图 34的实施方案包含最初用来预热一次和二次空气流366和368的独立热交换器530和 532。依靠热冷凝器冷却水滑流304a加热的二醇回路362循环通过热交换器530和532，以 提高这两种空气流的温度。当在冷气候环境中操作低温处理系统时，这样的二醇预热回路 特别有帮助。图31-33的主风机室盘管370在图34的实施方案中被分成独立的热交换器534 和536。这种装置允许对一次空气流366和二次空气流368提供升温的更大的单独控制。 一次空气流366和二次空气流368在约100° F从热交换器534和536排出。热冷凝器冷 却水304提供热源给热交换器536，而热冷凝器冷却水滑流304a提供热源给热交换器534。 热冷凝器冷却水流304和304a合并成流358，以返回到冷却塔346，所述的冷却塔346产生 用来冷却在水蒸汽冷凝器340中的废涡轮机水蒸汽338的冷的冷却水342。如同图31-33实施方案，一次空气流366和二次空气流368由三分区空气预热 器376加热，之后将它们作为空气流380和382分别引导至煤磨机324和燃烧室330。将 废气306引导到APH 376，使得其有价值的废热含量在将其送到工厂的环境洗涤器之前可 以被利用。APH 376将一次空气流380和二次空气流382的温度从约100° F升高至约660-690° F。用来加热ΑΡΗ 376的废气306的温度从约800-830° F降低至约265-277° F。
冷一次空气流366a在APH 376上游从一次空气流366中转移，以提供用于流化 床干燥器302的第一级350和第二级352的流化空气流382。这样的冷PA 366a典型地在 145-150° F。但是，它可以以调节的方式被热交换器540加热以升高其温度。用于热交换 器540的热源由传热回路542提供，其循环通过热交换器540和热交换器544。热交换器 544转而由传热回路546加热，所述传热回路546从热交换器548中的废气支流306a取出 其热源。从热交换器548排出的废气支流306a与从APH 376排出的废气流306合并，并且 通到环境洗涤器设备，之后将其排放到环境中。还将传热回路542的热含量作为流550引导至容纳在流化床302内的床内热交换 器354和356，用于干燥煤。从床内热交换器354和356排出的流550再与传热回路542 结合(鉴于其减少的热含量，绕过热交换器540)，由此它再次被热交换器544中的废气306 加热，之后将其再次引导至冷的PA 366a热交换器540和床内热交换器354和356。以此 方式，组合利用热冷凝器冷却水344和热废气306以加热空气流382，所述空气流382流化 通过干燥器302的煤并且为用于干燥煤的床内热交换器354和356提供热源。以此方式， 容纳在系统内的多个热交换器360，530，532，534，536，540，544和548能够更大地调节废热 源的使用以干燥煤，并且使系统对于各种类型的煤和工艺循环的灵活性最大化。旁通管线 552能够使传热回路542内含有的部分热流体绕过热交换器540，以实现对传热回路温度的 更大控制。热PA空气支流380a从热PA空气流380转移，用于传递至混合箱556和558。将 已经在热交换器540内热变化的冷PA空气流382与热PA空气支流380a合并，以调节提供 给干燥器302的第一级350和第二级352的流化空气流的温度。独立的混合箱556和558 允许将具有不同温度的流化空气流引导到两个干燥器级，以对煤进行更有效的干燥。图35显示出本发明的低温、露天工艺的再一种可能的实施方案。它类似于图34 中描述的实施方案，但是有两个重要的不同之处。对于在图34和35中存在的相同部件，使 用相同的标记。在图35的实施方案内，由热废气306直接加热用来升高冷PA 366a温度的热交换 器540。已经将传热回路546连接至其另一个传热回路560，其直接传递由废气306提供给 热交换器548的热含量。从热交换器540排出的加热流体560与传热回路546在阀562处 再结合。阀562和564之间的管道566能够使传热回路546与传热回路560隔离。与由废 气306经由外部传热回路542间接加热热交换器540的图34实施方案相比，废气306至热 交换器540的热含量的直接传递允许冷PA 366a升温更大。如同图34实施方案，将在图35实施方案的传热回路542内含有的热含量经由流 550传送给干燥器302的床内热交换器354和356。但是，代替将废流550立即从床内热交 换器在阀543处返回传热回路542 (参见图34)的是，将废热流550在图35实施方案中作 为流570转移至容纳在进料料斗303内的热交换器572。以此方式，将流570用来预热煤 12，之后煤再进入到干燥器302的第一级350，在此它被进一步预热和部分干燥。流570离 开热交换器572，由此将其再与传热回路542结合。此预热器可能对于在环境温度更冷时的 冬季月份处理煤是有用的。它可能对于在煤天然含有更高水分含量的国家如澳大利亚操作 本发明的低温加工系统也是有用的。对于其它粒状材料如垃圾得到的燃料、生物质等的热加工，该预热器页、也可以提供显著提高的效率。 图35中所示的加工实施方案的另一个特征是煤冷却器574。它可以构成如图35 中所示的独立单元，或在干燥器302的出口端，构成干燥器302的第三级。将结合到流化床 干燥器的此类煤冷却器的情况下，干燥的煤从第二级352排出，越过堰进入到煤冷却器级 段 574。如图36中示意性所示，独立的煤冷却器574构成容器576，具有煤进料口 578和煤 排出口 580。位于容器576内的是分配板582，其包含金属板，所述的金属板具有从中钻出 的许多孔一更像在流化床干燥器302的第一和第二级内采用的分配板。流化空气584可 以由加热盘管586预热，由此它在压力下进入在分配板582下面的容器576的气室区588。将在干燥器302第二级352中干燥的，处于约28%水分和139° F的煤12输送通 过进料口 578并且收集在容器576的内部，以形成流化床590。强迫处于约100° F和湿度 比为约0. 0210的空气流584通过分配板582中的孔，以流化煤590。如此，流化空降低煤 的温度，并且带走其小部分水分，从而进一步将其轻微干燥。将煤从容器576的出口 580排 出，以产生在约27%水分和117° F的冷却煤592。通过冷却煤，在将其进料到燃烧室之前 在贮存中自发地燃烧的机会显著减少。不同于现有技术系统，不需要引入惰性气体以与干 燥的煤接触，从而防止其自发燃烧。煤在煤冷却器574中的流化产生粒状煤粉594，其在出口 596处排出并且被输送至 袋滤室321，在此可以将它们收集，之后使空气流通过烟 323进入大气。此脏空气594(袋 滤室预处理)具有约69° F和0. 0557的湿度比特征。整体式连接到流化床干燥器302作为第三级的煤冷却器574的部分示于图37中。 图37a显示的是堰595，其由链条596可调节地悬挂，以将冷却器级574与干燥器第二级352 分开，并且限定在第二级内的流化煤床的高度，因为它越过堰595的顶部进入到冷却器级。图37b描绘了具有几个出口滑动门(outlet flip gates) 598的冷却器574的排 出端597。当关闭以保持冷却器内的流化条件时，这些门压住围绕干燥器排出端597中的出 口周边的垫圈599。气动阀581操作性地连接到滑动门598上，以将它们围绕轴583打开， 从而排放容纳在冷却器574内的冷却煤。当冷却器充满煤时，滑动门可以响应来自操作操 作者的人工输入而打开，或者响应计时器信号而打开。以此方式，在流化床干燥器302中连 续干燥的煤同样可以在冷却器574中连续地冷却，以产生准备用于输送至燃烧室330或在 不自发燃烧的情况下贮存的干燥煤。因此，本发明的煤冷却器374可以构成干燥器的结合或独立的流化级，但是没有 床内热交换器。将流化空气用来冷却煤至优选低于120° F的温度条件并且将其进一步轻 微干燥。如果需要比单独用流化空气提供的温度降低更高程度的温度降低，则可以将床内 热交换器放置于煤冷却器374内。但是，将冷却剂流体如冷水或二醇通过床内热交换器，以 使其产生低于所述煤温度的温度条件，从而将其冷却。回到与上面讨论的煤干燥方法和干燥器相关的发电厂环境，之前在图2中已论述 使用热废气27和从水蒸汽涡轮机中提取的热水蒸汽71来提高发电厂65的效率。但是，其 它的备选装置也是可以的。在图38中，例如，显示了具有三分区旋转再生式空气预热器76 的封闭式冷却线路的另一个实施方案。在这种情况下，对于这种目的，将图38中的热的冷 凝器冷却水55的一部分送到热交换器70中的加热盘管中，代替转移来自水蒸汽涡轮机的废水蒸汽71以作为用于热交换器70的热源，所述热交换器70用于预热到达空气加热器76 之前的一次空气流20和二次空气流30 (参见图2)。同时，图39显示了图38装置的一个备选实施方案，在所述图38的装置中，使用了热的冷凝器冷却水54加热热交换器70。然而，在这种情况下，使用两分区旋转再生式空气 预热器420进一步加热从预备热交换器70中排出后的一次和二次空气流。使单一的空气 流418通过两分区空气预热器420的一侧，并且引导热废气27穿过另一侧以提供加热介 质。所述进一步加热的空气流422在空气预热器420的下游分成独立的一次空气流424和 二次空气流426。将一次空气流424输送到磨煤机18中，以提供被输送到燃烧室25中的粉 碎煤所用的正压，从而预热在处理中的粉碎煤。将二次空气426送到燃烧室25的风箱428， 随后它进入燃烧室25以促进煤在燃烧室内部的燃烧。在图40中说明了具有三分区旋转再生式空气预热器76的开放式冷却线路。所述 燃煤发电厂的装置与图38中所示装置类似，在图38中，使用热的冷凝器冷却水加热预备热 交换器70。然而，在这种情况下，开放式冷却线路代替冷却塔56使冷凝器50冷却。此外， 使用冷凝器内的热交换器440，以利用废热对进口进行预热。将独立的热交换器440安置在 其内安置的冷凝器管(未显示)上面的水蒸汽冷凝器50的外壳内。这种设计提供热循环 水442，所述热循环水442在温度方面略高于通常离开水蒸汽冷凝器50的热冷凝器冷却水 54，并且具有高得多的水纯度。将离开冷凝器内热交换器440的热循环水442用泵抽到空气/水初级热交换器70 中，以将一次空气流20和二次空气流30在它们到达三分区空气预热器76之前进行预热。 在热交换器70的加热盘管内释放它的显热之后，冷却器冷循环水444流回到冷凝器内热交 换器440中，在此它被引入的废涡轮机流再加热。 在开放式系统中，使用来自湖泊或河流的冷的冷却水446在水蒸汽冷凝器50中冷 凝废涡轮机水蒸汽。热量从水蒸汽传输至冷的冷却水446之后，以热的冷却水448的形式 从水蒸汽冷凝器50中排出，并且通常将其排放到同一湖泊或河流中。在进口空气预热温度需要比通过冷凝器内热交换器440可以达到的进口空气预 热温度更高的情况下，如图41所示，可以增加辅助的热交换器450以提高空气预热温度。将 离开三分区空气预热器76的废气27的一部分452转移到辅助的热交换器450中，以提高 离开冷凝器内热交换器440的热循环水442的温度。然后，这种更热的循环水454提供显 热给初级空气热交换器70的加热盘管。离开辅助的热交换器450的冷却的废气流456与 离开空气预热器76的主废气流27合并。当然，可以用图39中所示的两分区空气预热器代替图40-41中所示的三分区空气 预热器76。许多其它的空气预热器装置都是可以的，并且可以示例性地包括管状空气预 热器，其中合并的一次和二次空气流20、30流过管式设计的相同空气预热器；以及管式和 旋转式空气预热器的组合，其中在管式空气预热器中加热一次空气流20，而在两分区旋转 式空气预热器中加热二次空气流30。而且，可以使用在工业上可得到的板式热交换器设计 代替管式空气预热器设计。进口空气预热盘管的实施方案与上述类似。用于本发明目的的另一类型煤床干燥器是带有直接或间接热源的单容器、单级的 固定床干燥器。图42示出了这种带有直接热源的干燥器的一个实施方案，但是很多其它装 置是可以的。对于干燥将售卖给其它发电厂或其它工厂的煤，固定床干燥器是一种良好的选择。这是因为低干燥速率和以下事实的缘故固定床干燥器相对于流化床干燥器需要长 得多的停留时间，以将需要量的煤干燥成水分被降低到需要的程度。此外，流化床干燥器在 非工厂场合比如在采矿区中的使用实际上通常是受限制的。在这样情况下，优质的废热源， 比如热冷凝器的冷却水或压缩器的热都不可能用于干燥操作。而且，可能更加难于廉价地 提供流化床所需要的必要量的流化空气。
在图42中所示的装置的情况下，固定床干燥器180具有两个同心的壁，其中大体 为圆柱形的外壁182和大体为圆柱形的内壁184限定在外壁182和内壁184之间的空气流 动用的环形空间(spatial ring) 186。底座直径小于内壁184的直径的圆锥形结构188位 于固定床干燥器180的底部，在轴向上与内壁184对齐，从而形成用于排出干燥煤192的环 状底板排出口 190。煤(典型而不唯一为湿过筛煤12)在开口顶部194进入固定床180。通过重力将 湿过筛煤12吸引到床干燥器180的底部。冷干燥空气200被风机198抽吸，穿过空气/水 热交换器202，产生流化气流196。通过废热加热流化空气200，所述废热在图42中以从水 蒸汽冷凝器(未显示)中提取的热的冷凝器冷却水204的形式显示。如在本申请中描述的 所有实施方案一样，其它废热源可以用于本发明的实施。流化空气200穿过圆锥形结构188和在内壁184和外壁182之间形成的环形空间 186，进入固定床180的底部。如图42中所示，圆锥形结构188和内壁184是多孔的，或者 另外适当地构造成允许流化空气196流过容纳于固定床干燥器180的内壁184中的湿过筛 煤12。流化空气196通过固定床干燥器180的开口顶部194排出到大气中。固定床干燥器180包含床内加热盘管206。床内传热盘管206用热由废热提供，在 这种情况下，由热的冷凝器冷却水204提供。也可以单独使用来自其它来源的废热或取自 水蒸汽涡轮机循环的水蒸汽或它们的任意组合，或将它们与冷凝器的废热204组合使用。 当在固定床干燥器180中将湿过筛煤12加热并且通气时，通过重力或其它可商购的机械装 置将干燥煤192吸引到干燥器的底部，在此将它通过在固定床干燥器180的底部形成的排 出环190排出。使用本系统得到许多优点。所述工艺允许从多种来源获得废热，所述多种来源 包括热的冷凝器循环水、热废气、生产提取水蒸汽和可以在干燥处理中所用的可接受温度 的宽范围内利用的任何辅助热源。所述工艺通过几乎无需成本将风机室(APH)加热50至 100° F，能够更好地利用热的冷凝器循环水废热，从而减少显热损失并且从空气预热器中 排出的出口 一次和二次空气流20、30中提取热量。还可以通过使用空气预热交换器直接从 废气中提取这种热量。这导致干燥器空气流量与煤流量比率和需要的干燥器的尺寸得到显 著降低。通过调节床的差速器(differentials)和集尘器风机的容量，干燥器可以被设计 成利用现有的风机以供给流化床所需要的空气。所述床可以使用各种布置的集尘器，在此 处只描述了一些集尘器。披露的实施方案节省了一次空气，原因是更干燥煤的一种作用是 需要较少的煤来加热锅炉，因此需要更少的磨机来研磨煤并且对于磨机需要更小的气流将 空气供给干燥器。通过将干燥器结合到在煤仓正前方上游的煤处理系统中，锅炉系统将得益于进入 磨机的煤进料温度的升高，因为煤在高温下从干燥器排出。预期废气温度、在床干燥器中的停留时间、废气水分含量和更高的洗涤速率的变化都显著影响汞从工厂中排出。
对到APH的进口空气的预热的优点是升高了在APH的冷端中传热表面的温度。表 面温度越高，将使酸沉积速率越低，因而，堵塞和腐蚀速率更小。这样将对风机功率、单位容 量和单位性能产生积极的影响。使用来自冷凝器的废热代替提取自水蒸汽涡轮机的水蒸汽 对进入APH的进口空气进行预热，将使涡轮机及单位输出功率增加，以及使循环及单位性 能得到提高。升高在APH进口处的空气温度将使APH空气的泄漏速率减小。这是由于空气 密度降低的缘故。APH空气的泄漏速率降低，将对强迫通风和诱导通风的风机功率产生积极 的影响，这将导致降低厂用电用量，提高净单位功率输出以及提高单位性能。对于使用冷却 塔的发电厂，使用废热对进入APH的空气进行预热，将降低冷却塔的热负荷，并且导致降低 冷却塔的用水量。使用所公开的工艺的煤干燥将减少锅炉系统中的水损耗，从而产生更高的锅炉效 率。在锅炉系统中更低的敏感气体损耗，产生更高的锅炉效率。而且，降低废气的体积，将 能够使在每兆瓦特(MW)的基础上的二氧化碳、硫氧化物、汞、微粒和氮氧化物的排放更低。 还存在煤导管腐蚀(例如，由煤、微粒和空气在导管内引起的腐蚀)较低；粉碎维修较低； 操作设备所需的厂用电较低，导致更高的单位容量；灰分和洗涤器煤泥的体积较小；工厂 的用水量(预先从水蒸汽涡轮机循环分流的水不受影响)；空气预热器冷端的污垢和腐蚀 较低；废气导管的腐蚀较低；以及，被洗涤的废气的百分比增加。床干燥器还可以装备洗涤 器_除去污染物的装置，从而提供煤的预燃烧处理。还有大量温度等级和设计结构可以用 于本发明以处理其它原料和燃料。APH-热冷凝器冷却水装置的组合允许将更小、更有效率的床用于干燥煤。利用来 自水蒸汽涡轮机循环的工业用热的现有系统需要大得多的床。在本发明中材料得到了分 离。这样允许减少污染物如SO2和汞的排放。本装置可以以静态(流化)床干燥器或固定 床干燥器的方式使用。在两级干燥器中，可以调节第一和第二级之间的相对速率差。可以 有不同的温度梯度，并且在不同级中加热范围的灵活性不同，以使所需结果最大化。在一个 多级流化床装置中，分离了没有被流化的材料。在一个实施方案中为20%的干燥器分配表 面积的第一级，抽出了更大浓度的气流、汞和硫。由于两级床干燥器可以是更小的系统，因 此所需的风机功率更小，这样就非常节省电费。干燥煤时的一个重要的经济因素是所需风 机的马力。从系统的观点看，磨损和撕裂较小，煤处理传输器和粉碎机的维修较低，灰分的量 降低，而且腐蚀降低。粉碎煤更容易，因而在磨机中得到更完全的干燥，磨机功率较低，所需 一次空气较少，并且一次空气的速率较低。厂用电力(即，厂用电)需要降低，发电厂容量 可以增加，洗涤器和排放将得到改善。与湿粉碎煤相比，离开燃烧干燥的粉碎煤326的燃烧室330的废气306的流量降 低。而且，由于在干燥的粉碎煤326中较低的水分含量，因此废气306的比热较低。结果降 低废气306的热能，并且需要更小的环境处理设备。废气306的流量降低还导致对流传热 的速率降低。因此，尽管使用更干燥的煤使FEGT得到增加，但是传递给在锅炉334中的工 作流体(水或水蒸汽，未示出)的热更少。对于具有固定传热几何形状的锅炉，热的再加热 水蒸汽(被再循环的循环工业用水蒸汽)的温度相比于使用较湿燃料的操作可以更低。热 的再加热水蒸汽的温度的一些降低能够通过如下得到补偿增加再热器(未示出)的表面积或改变锅炉的操作条件，比如增加燃烧器的倾角(热被施加到锅炉的角度)或用更高水 平的过量空气操作。可以设计新的锅炉，以降低废气306穿过对流烟道(废气穿过燃烧室 的出口路径)的流量，从而在通常操作条件下实现所需的水蒸汽温度。这样将进一步减小 尺寸和结构成本。通过燃烧较干煤，由于强制通风(FD)、诱导通风(ID)和一次空气(PA)风机的功率 降低以及磨机功率降低，因而厂用电力将降低。燃烧较干煤所致的较低的煤流量、较低的空 气流动要求和较低的废气流量的结合，将使锅炉系统的效率和单位发热量得到提高，这主 要是由于烟道损耗较低以及磨机和风机的功率较低的缘故。这种性能的提高将使发电厂容 量在现有设备的情况下得到提高。典型地在燃煤能源工厂中使用的后端环境控制系统(洗 涤器、静电沉析器和汞捕获装置)的性能将在使用较干煤时由于较低的废气流量和增加的 停留时间而得到提高。
燃烧较干煤还对减少不适宜的排放有积极的影响。所需要的煤流量的降低将直接 转化为N0x、C02、S02和微粒的排放质量的降低。一次空气还影响N0X。使用较干煤相比于使 用湿煤，一次空气的流量将降低。这将导致NOx的排放率降低。对于装备有湿洗涤器的发电厂装置，由于降低了空气预热器的气体出口温度，因 而可以降低由燃烧较干煤所产生的汞排放，这有利于靠元素汞形成HgO和HgCl2。这些氧 化形式的汞是水溶性的，因此可以被洗涤器除去。此外，废气水分抑制汞被氧化成水溶性形 式。降低燃料水分将导致更低的废气的水分含量，这将促进汞氧化成水溶性形式。因此，使 用较干煤与使用更湿的煤相比，将使汞排放更低。当煤穿过所述系统的这种受限部分时，煤中水分含量降低的优点包括干煤更易 于粉碎，并且实现相同的研磨大小(煤细度)需要的磨机功率更小；提高了磨机出口温度 (在磨机出口处，煤和一次空气的混合物的温度)；煤在将其输送到燃烧室25的煤管中得到 更好的输送(堵塞较少)。此外，对于煤的干燥和输送，需要较少的一次气流20。较低的一 次空气速率对在磨煤机324、煤管、燃烧器和相关设备中的腐蚀产生明显的积极影响，这样 降低煤管和磨机的维修费用，对于烧褐煤的工厂来说，这两者的维修费用是非常高的。使用干煤，燃烧室330中的火焰温度由于水分蒸发损耗较低而较高，并且热传递 过程得到改善。更高的火焰温度对燃烧室330的壁产生更大的辐射热通量。由于从废气 306排出的水分含量被降低，因此火焰的辐射性质被改变，这也影响了对燃烧室330的壁的 辐射通量。使用越高的火焰温度，从燃烧室330排出的煤灰颗粒的温度越高，这能够增加燃 烧室的污垢和结渣。煤渣在燃烧室壁上的沉积降低了热传递，并且使在燃烧室出口处的废 气温度更高。由于煤流量随燃料的水分降低而降低，因此，进入锅炉的灰分的量也被降低。 这样降低了在锅炉32中的固体颗粒腐蚀，并且减少了用于锅炉32所需要的维修(例如，除 去被收集在锅炉内表面上的煤烟)。相比于湿粉碎煤，离开烧干粉碎煤326的燃烧室330的废气306的流量被降低。较 低的废气速率通常允许减小环境控制设备和风机的大小。而且，由于干粉碎煤326中的水 分含量较低，因此废气306的比热较低。结果是降低了废气306的热能。废气306的较低 流量还导致对流传热的速率较低。因此，尽管使用较干燃料使FEGT得到增加，但是传递给 在锅炉系统对流烟道中的工作流体(水或水蒸汽)的热更少。由于经济原因，无需将煤完全干燥，也不推荐这样，因为将总燃料水分的一部分除去就足够了。除去水分的最佳分数取决于现场的具体条件，比如煤的类型及其特性、锅炉设 计和商业装置(例如，干燥燃料对其它发电厂的出售)。废工业用热优选地，但不是独占性 地用于在床内热交换器中使用的加热和/或流化(干燥，流化空气208)。如所示的，可以在 一级或多级中直接或间接供应这种热量。令人惊奇地发现，包含在分离流260、268和270中的硫和汞的污染物的浓度显著 高于在湿煤进料流12中的硫和汞的污染物的浓度。同样地，在污染物例如灰尘、硫和汞的 存在下，从流化床干燥器的顶部排出的淘洗煤粉流166增加。通过利用本发明的颗粒分离 方法，相比于湿煤进料流12的汞浓度，煤产物流168中的汞浓度可以被降低约27%。而且， 煤产物流168的硫浓度可以被降低约46%，并且灰分的浓度可以被降低59%。换句话说， 使用本发明，在湿煤进料中存在的约27-54%的汞都可以被富集在分离流和淘洗煤粉的输 出流中，因此，这些汞可以从将进入锅炉燃烧室的煤产物流中被除去。对于硫和灰分，相应 值分别为25-51%和23-43%。通过以这种方式将污染物富集在分离流内，以及显著降低进 入的锅炉燃烧室燃烧用的煤产物流168中存在的污染物，使包含在所得废气中的汞、SO2和 灰分更少，因此，在废气流被排放到大气之前，常规用于在工厂操作处理该废气流的洗涤器 技术的负荷减小。对于通常的工厂操作，这样能够显著节约操作和固定设备的成本。
本发明流化床设计意在进行定制设计，以最大程度地利用从各种各样的发电厂工 艺得到的废热流，而不使煤暴露在高于300° F、优选200-300° F之间的温度下。其它进料 或燃料的温度梯度和流体流量的变化都将取决于想要实现的目的、燃料或进料的性质以及 其它与所需结果相关的其它因素。在高于300° F，通常是接近400° F的温度，发生氧化并 且挥发物从煤中驱出，因而产生了含需要处理的不适宜组分的其它流，并且产生了工厂操 作的其它潜在问题。通过将输入干燥器中的空气调节到低于300° F并且将这种热输入床内的热交换 器的盘管内，流化床干燥器能够处理更高温度的废热源。流化床干燥器的多级设计形成了 能够被用于通过加热介质的逆流来实现更有效的传热的温度带。来自本发明的干燥器床的 煤出口温度较低(典型地低于140° F)，并且产生了较容易储存和处理的产物。如果特别 的粒状材料需要更低或更高的产品温度，则可以将干燥器设计成提供降低或升高的温度。被颗粒控制设备收集的陶洗颗粒600通常尺寸非常小，并且富含飞灰、硫和汞。图 19是表示通过利用活性水蒸汽602除去汞以产生活性炭604的工艺的示意图。如图19所 示，陶洗颗粒流600在流化床加热器或温和气化器606中被加热到400° F或更高的温度， 以使汞蒸发。被强迫穿过流化床608的流化空气608将汞驱出，进入塔顶流610。在塔顶流 610中的蒸发汞可以通过现有的可商购汞控制技术例如通过注入到气流中的活性炭除去， 或者携带汞的气流610可以穿过图19中所示的活性炭床612。由于相比于离开燃烧室330 的废气306，处理流610中的汞浓度高得多，并且相比于离开燃烧室的废气，需要被处理的 气流的总体积非常小，因此这将是一种非常有效的除汞方法。冷却流体616循环通过的热 交换器614可以被用于冷却热的无汞流618。在该冷却工艺中可以得到热量，并且将该热量 用于预热到流化床加热器或温和气化器606的流化空气620。无汞煤粉622可以在燃烧室 330中燃烧，或者如图19所示，可以被水蒸汽602活化以产生活性炭604。所产生的活性炭 604可以在煤干燥位置上用于汞控制，或者可以出售给其它燃煤的发电站。图20示出了用于气化淘洗煤粉600的工艺。陶洗颗粒流600与流化空气702 —起在流化床气化器700中被气化。气化器典型地在高温比如400° F使用，此时驱走了可燃性气体和挥发物。产物气体流704在燃烧涡轮706中燃烧，所述燃烧涡轮706由燃烧室 708、压缩机710、燃气涡轮机712和发电机714组成。在流化床气化器中的残留焦炭716将 是无汞的，并且可以在现有燃烧室330中燃烧，或通过水蒸汽718处理以产生活性炭720。分离流还可以富含硫和汞。这些流可以从工艺中除去或被填埋或以类似于淘洗煤 粉流的方式进一步处理，从而除去不适宜的杂质。在本发明的一个优选实施方案中，分离煤颗粒流170或260被直接输送到洗涤器 组件600，以通过除去捕获在其中的细煤颗粒，使污染物得到进一步富集。图21a和21b的 剖视图显示了本发明的洗涤器组件600的一个实施方案。洗涤器组件600是箱状的壳体 (enclosure)，其具有侧壁602、端壁604、底部606及顶部608 (未示出)，并且连接至干燥器 250侧壁，以包围分离流的排出口 610，螺旋推进加料器194穿过排出口 610部分延伸。应 当注意，能够以水平方式传输分离流煤颗粒的任何其它合适装置都能够代替螺旋推进加料 器，包括带、推杆或牵引链。螺旋推进加料器194将推动放置在流化床底部附近的分离流颗粒穿越床，经过分 离流排出部610进入洗涤器组件600内，在此处，它们能够分离并且远离流化干燥器累积。 分配板620包含在洗涤器组件600内。热流化空气206的支流向上穿过在分配板620中的 孔622，以流化包含在洗涤器组件内的分离颗粒流。当然，分离流颗粒由于它们更大的比重 而停留在流化床的底部附近，但是捕获在这些分离流颗粒中的任何淘洗煤粉都将上升到流 化床的顶部，并且经过进口孔624 (在图22中，通过这个孔显示热交换器盘管280)被吸回 到流化干燥器床250内。以这种方式，分离颗粒流在图21的洗涤器组件内得到进一步的处 理，以清洁出淘洗煤粉，因而留下具有更大浓度的污染物的分离煤颗粒流，而使污染物更低 的煤粉返回到流化床，进行进一步处理。当包含在洗涤器组件内的分离流颗粒已经累积到足够程度时，或者另外需要用于 其它目的时，可以打开在端壁604中的门612，以使累积的分离流颗粒通过在端壁中的出口 孔被排出，其中这些分离流的颗粒被螺旋推进加料器294强加给穿过它们的分离流颗粒的 正压推动或被其它合适的机械传输装置推动。门612也能够由定时电路操作，以使门根据 周期性时间表打开，以将累积的分离颗粒排出。图22-24示出了洗涤器组件的再一个实施方案630，其构成两个洗涤器组件632和 634，用于处理流化床干燥器250产生的更大体积的分离流颗粒。如在图24可以更清楚地 看出，螺旋推进加料器194贯穿前室(vestibule) 636。分离流煤颗粒通过螺旋推进加料器 194输送到此前室636，然后进入收集室638和640，所述收集室638和640分别止于门642 和644或其它合适类型的流动控制装置。如上所述，分配板654和656可以包含在收集室638和640的内部(参见图26)， 以使穿过在分配板中的孔658和660的流化气流流化分离流颗粒，从而分离捕获在更密实 分离流颗粒中的任何淘洗煤粉。一旦打开门642和644，淘洗煤粉就将穿过孔660和662上 升到斜槽646和648的顶部，用于通过合适的机械装置输送回到流化床干燥器250。如前面 所述，分离流颗粒将穿过斜槽646和648的底部降落。一旦预定体积的分离流颗粒已经累积在收集室638和640内，或经过了预定的时 间量，就打开门642和644，以使分离流颗粒分别排出到斜槽646和648。分离流颗粒将通过重力穿过在斜槽646和648底部的出口部650和652进入其它一些储存容器或传输装置， 以进一步使用、进一步处理或处置。门642和644可以绕轴旋转连接到收集室638和640，但是这些门还可以是可滑动 地安置、向上绕轴旋转、向下绕轴旋转、横向绕轴旋转或任何其它的合适装置。另外，多个门 可以操作性连接收集室，以增加从收集室排出的分离流煤颗粒的速度或排出。在一个示例性实施方案中，如图25所示，门642或644可以包括平的门部分672， 所述的门部分672覆盖收集室638、640的排出口 632。门部分672可以具有比排出口 632 的面积更大的面积。门部分672可以包括任何刚性的材料比如钢、铝、铁和具有类似物理性 质的类似材料。在一个备选实施方案中，门670是可以重复操作的，可以有利的是使用更薄 的材料，这可以降低其重量。在此实施方案中，门部分672还可以包括撑杆或支撑件(未示 出)，以对来自收集室638、640内的任何向外作用的压力增加另外的支撑。
门670还包括至少一个密封部分674，其被安置在门部分672的内表面上或倾向 于(dispose to)该内表面，以在排放口 632的上面形成通常的正压密封(positive seal)。 密封部分674能够具有比排放口 632的面积更大的面积。密封构件674可以包括比如橡胶、 弹性塑料的任何弹性压缩材料或具有类似物理特性的类似器件。密封构件672上可以安置罩676，以保护或覆盖密封构件672，使其免受将要碰到 密封门670的流化和非流化材料。如图26中具体所示那样，罩676包括其面积可以比排放 口 632的面积更小的薄板。当门670处于闭合位置时，罩676被嵌套在出口 632中。罩676 可以包括任何刚性材料比如钢、铝、铁以及具有类似物理性质的类似材料。然而，其它材料 也可以被用于罩676。在一个示例性的实施方案中，致动组件680与门670操作性连接，从而使门670在 开启位置和闭合位置移动，因而当门670在开启位置时，煤可以从流化收集器620排出。致 动组件280包括气动活塞杆684和气缸686，所述气动活塞杆684和气缸686与流体气动系 统(未示出)操作性连通。流体气动系统可以包括流体热流比如废热流、一次热流的使用， 或这两者的组合使用。由于在流化收集器632中将发生流化，因此可以使用能够忍受对于细颗粒与更密 实和/或更大的污染材料分离所需的压力的构造材料。这样的构造材料可以包括钢、铝、铁 或具有类似物理性质的合金。然而，还可以使用其它材料制备流化收集室638、640。流化收集室638、640还可以但不是必须地包括收集器内加热器(未示出)，该加热 器可以与流体热流操作性连接，以提供另外的热并干燥煤。可以对收集器内加热器供给在 发电厂中可得到的任意流体热流，包括一次热流、废流以及它们的任意组合。如图23和24所示，流化收集室638、640的顶壁632a和632b可以以一定角度横 向远离流化床，因而如标记箭头A和B所示那样，将进入流化收集室638、640的流体热流导 向通道A或第二通道B，并且进入流化床。顶壁632的内表面可以包括可以有利于流化颗粒 物质流过通道A或第二通道B并进入流化床的凹槽(impression)或结构，比如通道、凹痕、 脊或类似布置。参考图22和27，窗组件650可以被安置在周围壁651上，以便可以观察在流化收 集室638、640的内部发生的流化。在本发明的一个示例性实施方案中，窗组件650包括至 少一个内窗652，所述内窗652包含被固定到窗口 654并横穿窗口 654延伸的透明和/或耐破碎材料比如塑料、热塑性材料以及类似材料。可以对内窗652的周围外表面安置支撑件 或板656，以对内窗652提供抵抗向外作用的压力的支撑。支撑件656可以包括任何基本上 刚性的材料，比如钢、铝或类似材料。可以对支撑件656的外表面安置第二窗或外窗658， 以提供抵抗在流化收集室638、640内的向外作用的压力的另外支撑。可以利用支架660和 紧固件662将窗组件650固定在位置上。支架660可以包括能够固定窗组件650的L-形、 C-形或类似形状。紧固件662可以包括螺栓、螺钉、c形夹具或本领域技术人员已知的任意 紧固件。 连接部(junction) 300包括限定内部308的底壁302、顶壁304和多个侧壁306。 分配板310与限定气室312的连接部300的底壁302相隔一定距离，用于接收穿过至少一 个进口 316流向气室312的至少一种流体热流。连接部300的分配板312优选相对于流化 收集器220倾斜或成角度，以有助于输送来自流化干燥器床130的非流化材料。当非流化 材料移动通过连接部300时，贯穿分配板310的孔314使流体热流扩散通过非流化材料；因 而导致细粒状材料的分离。细粒状材料被流化，并且流回流化干燥器床130的内部106。贯 穿连接部300的分配板310的孔314在制备过程中可以成角度，以控制流体热流的方向。通过洗涤器组件600从干燥器250中分离出的分离流颗粒的使用取决于其组成。 如果这些分离流颗粒包含可接收水平的硫、灰分、汞以及其它不适宜组分，则由于它们包含 所需的热值，因此它们可以被输送到燃烧室锅炉进行燃烧。然而，如果这些分离流颗粒内包 含的不适宜的组分高得不可接受，则这些分离流颗粒可以进行进一步处理，以除去这些不 适宜组分中的一些或全部含量，这在美国序列号11/107，152和11/107，153中更充分地被 公开，这两个申请都是在2005年4月15日提交的，并且与本申请享有共同发明人以及共所 有人，并且结合到此。只有当分离流颗粒内包含的不适宜组分的含量如此高使得它们不能 通过进一步处理得到可行地降低时，分离流颗粒才在填埋场中被处置，因为这样浪费了包 含在分离流颗粒内的所需热值。因此，本发明的洗涤器组件600不仅使分离流的煤颗粒流 自动从流化床中除去，以提高干燥器的效率和连续操作，而且允许这些分离流颗粒在发电 厂或其它工厂操作中进行进一步处理或在生产中使用。下列实施例举例说明形成本发明一部分的低温煤干燥方法和干燥器以及洗涤器
直ο实施例I-水分减少对提高褐煤的热量(heat volume)的影响煤燃烧试验在北达科他州的Great River Energy's Coal Creek Unit 2进行，以 确定对单元操作的影响。褐煤通过露天储存煤的干燥系统进行干燥，以用于本试验。结果 在图43中示出。可清楚看出，平均地，煤水分从37. 5%降低到31.4%，降低了 6. 1%.如图43所 示，这些结果与理论预测非常吻合。更重要地，褐煤水分含量降低6%使煤燃烧时的净单位 发热量提高了约2. 8%，而水分降低8%则使褐煤的净单位发热量提高了约3. 6%。这种结 果表明煤干燥事实上提高了其热值。实施例II-水分减少对煤组成的影响PRB煤以及褐煤的样品都进行化学和水分分析，以确定它们的元素和水分组成。结 果在下表1示出。可以看出，煤的褐煤样品平均具有34. 03重量％的碳、10. 97重量％的氧、 12. 30重量％的飞灰、0. 51重量％的硫和38. 50重量％的水分。而PRB次烟煤样品平均具有49. 22重量％的碳、10. 91重量％的氧、5. 28重量％的飞灰、0. 35重量％的硫和30. 00% 的水分。假定0%的水分和0%的灰分(“没有水分和灰分”)以及20%的水分含量，使用 这些褐煤和PRB煤样品的“按原样接受(as-received) ”值，进行“元素分析”，以计算这些 元素组成值的校正值，这些也都示出在表1中。从表1可清楚看出，煤样品的化学组成和水 分含量得到显著改变。更具体地，对于20%的水分情况，褐煤和PRB煤的样品表现出碳含量 分别增加到44. 27重量％和56. 25重量％，增加较大，而氧含量分别增加到14. 27重量％和 12. 47重量％，增加较小。硫和飞灰成分也稍微增加(但不是在绝对值的基础上)。就像这 样，重要的是，褐煤的热值(HHV)从6，406BTU/lb增加到8，333BTU/lb,而PBR煤的HHV值从 8，348BTU/lb ±曾力卩到 9，541BTU/lb。表1 实施例III-水分含量对煤热倌的影响使用表1的组成值，并且假定570MW的发电厂释放825° F废气，进行元素分析计 算，以预测这些煤样品在从5%到40%的不同水分含量下的HHV热值。结果在图44示出。 可清楚看出，HHV值和水分含量之间存在线性关系，其中水分含量越低，HHV值越高。更具体 而言，PRB煤样品产生的5%水分下的HHV值为11，300BTU/lb，在20%的水分下的HHV值为 9，541BTU/lb，在30%的水分下的HHV值仅为8，400BTU/lb。而褐煤煤样品产生的10%水分 下的HHV值为9，400BTU/lb，在20%水分下的HHV值为8，333BTU/lb,并且在40%下的HHV 值仅为6，200BTU/lb。这表明，通过使煤在锅炉燃烧室中燃烧之前进行干燥，可以提高锅炉 效率。而且，在锅炉中产生相同的热量需要更少的煤。实施例IV-煤水分含量对发电厂效率的影响
对于本实施例IV，使用四种不同的干燥器系统构造(A、B、C和D)。这些构造如下构造A 基本方案(BC)将BC选择方案与发电厂装置紧密地结合。如在图45中更充分地显示，它涉及使 用三分区旋转再生式空气预热器(APH)、用于预热一次和二次空气流的热交换器、流化床干 燥器和用于加热床内热交换器用的传热介质的热交换器。在这种装置中，使用APH增加废 热的温度水平。
使用来自水蒸汽冷凝器的废热预热一次空气(“PA”)、二次空气(“SA”)和流化 空气(“FA”)流。这通过如下方法实现将来自流的其余部分的一小部分热的冷凝器冷却 水转移，并且使它通过水/空气热交换器，在该空气热交换器中将PA、SA和FA流预热至约 100° F的温度。然后将冷的冷却水循环回到塔中。这降低冷却塔负荷，并且减小冷却塔需 要的水量。预热的PA和SA流流到PA和FD风机中，并且穿过APH的一次和二次空气分区。将 在APH的SA分区中加热的SA流输送到锅炉风箱中，在此处将它分配到燃烧器中。在APH 的下游提取在此被称为“热PA”的PA的一部分。冷PA流的温度在140° F的范围，而热PA 温度在750° F的范围。将PA的其余部分输送到煤粉碎机中。所述热PA流通过空气/水热交换器，在此处它将热传递给传热流体，即在这种情 况下的水。所述热水通过床内热交换器循环，从而将热传递给流化床。在通过热交换器之 后，所述热PA流在200-240° F的范围内。顾名思义，所述FA流使在流化床干燥器中的煤 流化并且干燥。对于固定几何结构即，给定的分配器面积的干燥器，FA的量(即，冷和热PA流之 和)恒定。在BC构造中，通过改变热PA流和冷PA流的比例，可以控制FA流的温度。随着 热PA流增加，床内热交换器可得到的热的量增加。这增加从流化床干燥器内的煤中可以除 去的煤水分的量。当以热PA流的形式输送干燥器需要的所有FA时，煤干燥最大程度地得 到实现。这种操作方式导致床内热交换器管的最高表面温度和最高的床温度。随着热PA流增加，通过APH的PA量和总空气流量(PA+SA)得到增加。通过APH 的空气流量的这种增加导致离开APH的废气温度降低，转而导致烟囱损失降低并且导致锅 炉和单位效率(unit efficiency)增加。因此，与在将干煤输送到发电厂中并且在没有就 地干燥的情况下燃烧时的情况相比，在BC装置的情况下的性能提高更高。BC选择方案很可能用于改进现有燃烧高水分褐煤或PRB煤的发电站或设计新的 发电站，原因是这些典型地配备有三分区的ΑΡΗ。构造B:高温(HT)方案与BC选择方案相比，HT选择方案与发电厂设备结合较不紧密。如在图46中更充 分地显示，将FA流与PA流和SA流分开。HT方案涉及两分区ΑΡΗ、用于预热PA/SA流和FA 流的热交换器、流化床干燥器(“FBD”)风机、流化床干燥器以及通过使用高温废气加热床 内热交换器用的FA流和水的热交换器。与BC方案类似，使用来自水蒸汽冷凝器的废热预热PA+SA和FA流。这通过如下 方法实现将来自流的其余部分的一小部分热的冷凝器冷却水转移，并且使它通过水/空 气热交换器，在该热交换器中PA+SA和FA流被预热至约100° F的温度。然后将冷的冷却 水循环回到塔中。这降低冷却塔负荷，并且减小冷却塔所需要的水量。
预热的主要(PA+SA)流流过FD风机中，然后穿过其中将它们进一步加热的ΑΡΗ。 将PA流与SA流分离，并且输送到煤粉碎机中。将SA流输送到锅炉风箱中，在此处它被分 配到燃烧器中。 使预热的FA流通过FGD风机，在此它的压力增加至约40”。然后所述FA流通过空 气/水热交换器，其中将它的温度增加至200-240° F的范围。然后将加热的FA流输送到 其中流化并且干燥煤的流化床干燥器中。在以串联排列安置的水/水热交换器中加热床内 热交换器用水。在APH的上游从热废气中提取用于两种热交换器的热，在这种情况下，使用水或 其它适合的液体作为传热介质。其它更简单的装置是可以的。例如，通过将上述三种热交 换器结合成一种组合的热交换器，可以消除传热介质。在这种装置中，FA流在组合热交换 器的废气/FA部分被加热，并且床内热交换器用水在组合热交换器的废气/水部分中被加 热。但是，对于这种分析，热交换器布置的详情不重要。在通过热交换器之后，更冷的废气流过其中将它进一步冷却的两分区ΑΡΗ。作为这 种热交换器布置的结果，与其中在APH上游没有热提取的情况相比，离开APH的废气的温度 更低。但是，因为进入APH的PA+SA流是通过使用来自冷凝器的废热预热的，所以在APH的 冷端的金属基体的温度不太低，因而没有因硫酸沉积导致的腐蚀增加以及传热表面堵塞增 加。预期与BC构造相比，可以通过HT布置实现的性能提高更小。初步计算结果证实 了这点。而且，因为可以将FA加热至类似于BC构造的温度，所以流化床干燥器的尺寸将与 BC构造类似或相同。在最初为东部烟煤(“ΕΒ”)设计，但是为了降低排放和/或操作成本，而不燃烧保 德河盆地煤(“PRB”)或PRB/EB煤混合物的发电厂，很可能要改进HT构造。构造C 低温(LT)方案LT构造与HT选择方案类似。如在图47中更充分地显示，主要差别是在APH下游 从废气中提取用于预热FA流的热量。将FA流与PA和SA流分离。LT构造也涉及两分区 ΑΡΗ、用于预热PA/SA和FA流的热交换器、FBD风机、流化床干燥器以及通过使用低温废气 加热床内热交换器用的FA流和水的热交换器。与BC和HT构造类似，使用来自水蒸汽冷凝器的废热预热PA+SA和FA流。这通过 如下方法实现将来自流的其余部分的一小部分热的冷凝器冷却水转移，并且使它通过水 /空气热交换器，在此将PA+SA和FA流预热至约100° F的温度。然后将冷的冷却水循环 回到冷却塔中。这降低冷却塔负荷，并且减小冷却塔所需要的水量。预热的主(PA+SA)流流过FD风机，然后穿过其中将它们进一步加热的ΑΡΗ。将PA 与SA分离，并且输送到煤粉碎机中。将SA流输送到锅炉风箱中，在此它被分配到燃烧器中。
使被来自水蒸汽冷凝器的废热预热的FA流通过FBD风机，在此将它的压力增加至 约40”。然后使高压FA流通过空气/水热交换器，其中将它的温度增加到250+° F的范围。 如果可利用废工艺水蒸汽源，则可以使用水蒸汽-空气加热器(SAH)进一步提高FA流的温 度，并且增加流化床干燥器的干燥容量。然后使加热的FA流通过流化床热交换器，在此处 它加热床内热交换器用的水。然后将更冷的FA流输送到流化并且干燥煤的流化床干燥器 中。
因为在这种情况下，与BC和HT构造相比，用于床内热交换器的FA流和热水的温 度更低，所以这将降低流化床干燥器的干燥容量。结果，与BC和HT构造相比，流化床干燥 器的尺寸更大。这将导致更大的FA需求和更高的FBD风机功率。而且，在干燥器中可以除 去的煤水分的量将更少。因此，与BC和HT构造相比，LT构造的性能更差。与HT方案相比，LT选择方案没有优点。这是因为装置几乎相同，但是布置不同，而系统性能却比BC和HT构造更低。HT和LT构造还可以组合，其中热量在APH的上游和下游从废气中提取。还可以与 水蒸汽冷凝器的废热利用结合。尽管组合的HT/LT选择方案增加了操作灵活性，但是需要 的设备的量与资本成本显著增加。构造D 超低温(ULT)方案在图48中所示的ULT构造中，将FA流与PA+SA流分离，并且通过使用来自冷凝器 的废热加热至约100° F的温度。通过使热的冷凝器冷却水穿过热交换器管循环，直接供应 用于床内热交换器的热量。这将导致约100° F的管表面温度。在这种情况下不使用来自 废气的废热。因为与前述构造A、B和C相比，用于床内热交换器的FA流和水的温度明显更低， 所以这将需要很大的FB干燥器。而且，干燥器的干燥容量和在干燥器中可以除去的煤水分 的量将显著更低。但是，对于这种选择方案，需要更少的设备，从而降低资本成本。在冬季期间，可以通过使用来自冷凝器的废热预热进入APH的PA+SA流，从而改进 这种选择方案。这可以消除使用工艺水蒸汽，以保持PA+SA流高于冷冻温度。ULT方案的另一种可能的改进涉及使用SAH，所述SAH可以用于增加FA流的温度 并且提高干燥器性能。在图49中显示了对根据构造B干燥器系统被干燥成不同的水分含量的褐煤 (825° F对650° F废气)和PRB (825° F废气)煤的锅炉效率的影响。干煤使锅炉更有 效率地燃烧。在这种情况下，实现锅炉效率增加8%。在图50中显示在825° F的废气温度下，四种不同的干燥器构造A、B、C和D对褐 煤的应用。低温和超低温构造(C和D)提供锅炉效率的最大增加。在图51中显示了褐煤在使用四种不同构造的情况下和PRB煤在使用高温构造的 情况下对从APH排出的废气温度的影响。对于所有这些选择方案，废气都在825° F下进入 ΑΡΗ。对于低温构造(C)，实现最低的废气排出温度(对于20%水分的煤，为210° F)。这 意味着在这种选择方案的情况下，更有成效地使用包含在进入APH的废气中的热含量。在图52中显示了褐煤和PRB煤对离开APH(ID风机进口)的废气流量的影响。当 在锅炉中燃烧更低水分的煤时，产生更低的流量。因此，当使用干煤时，处理废气将需要更 小的洗涤器和沉淀器。此外，使用更低水平的能量，使抽吸废气需要的IP风机运行。在图52中还显示了不同水分含量的褐煤和PRB煤对进入锅炉的空气流量的影响。 在更低的水分含量下，还可以降低这种流量。因此，需要更小的风机，并且可以节省能量成 本。在图53中显示了对用于驱动二次空气流的FD风机的功率需求的影响。在煤中的 水分含量更低时，这些功率需求略有下降，原因是空气流量更小。在图54中显示了用于四种不同构造的褐煤，和PRB煤对用于驱动废气的ID风机的功率需求的影响。在这个方面实现了大得多的能量节省。此外，低温构造C似乎提供了 最大的能量需求的下降。这是很显著的，因为发电厂使用四种ID风机，从而使这些结果增 加四倍。在图55中显示了褐煤(825° F对650° F废气)和PRB煤(825° F废气)对煤 流量的影响。因为由干燥处理引起锅炉的效率增加和煤重量的损失，所以需要的煤流量下 降。因此，无需将煤尽快输送到锅炉中以产生使发电厂运行必需的热量。如图56中所示，在煤水分越低时，使粉碎机运行需要的磨机功率越低。功率需求 的20%的下降得到实现。这种结果是显著的，因为发电厂可能需要6-8个粉碎机来磨碎煤。
在图57中显示了用于干燥褐煤和PRB煤的不同干燥器构造对净单位发热量的影 响。净单位发热量与由干燥系统产生的锅炉效率、涡轮机效率的增加和厂用电需求的降低 结合在一起。这显示了发电所需的总能量。如图58中所示，对于更低水分的煤，净单位发 热量降低。尽管基本方案也是好的，但是所述低温构造提供最好的结果。图59显示了不同的干燥构造对从冷却塔中排出的热量的影响。因为一些热的冷 凝器冷却水已经被转移以加热风机室盘管，所以在冷却塔中损失的热量更少。所述超低温 选择方案提供最好的结果，而低温选择方案次之。这些结果全部证明在本发明的低温干燥方法中使用在发电厂中可利用的废热源 干燥煤进料，显著提高发电厂操作的效率。导致锅炉效率、净单位发热量以及风机和磨机功 率全都得到提高。尽管这些提高的数量依赖于使用的具体煤干燥系统构造，但是褐煤水分 含量从38. 5%降低至20%导致发热量提高到350-570BTU/kWh(3. 4-5. 4% )的范围内。对 于PRB煤，性能提高略小，主要原因是用30%水分的PRB煤代替38. 5%水分含量的褐煤开 始。实施例V-中试干燥器煤颗粒分离结果在2003年的秋天和2004年的夏天，将超过200吨的褐煤在由北达科他州 Underwood的Great River Energy建造的中试流化床煤干燥器中进行干燥。干燥器容量为 2吨/小时，并且是为了以下目的而设计的确定采用低温废热干燥北达科他州褐煤的经济 性，以及确定利用流化床的重力分离能力而富集杂质比如汞、灰分和硫的有效性。进出干燥器的煤流包括原煤进料、处理过的煤流、淘洗煤粉流和分离流。在试验过 程中，将样品煤从这些流中取出，并分析水分、热值、硫、灰分和汞。将一些样品进行过筛，并 且对各种不同的粒度部分进行进一步的分析。用仪表装备中试煤干燥器以允许在各种操作条件下的干燥速率的实验测定。数据 收集系统允许干燥器仪表以1分钟为基准进行记录。所安装的仪表足以操作对系统进行质 量和能量平衡计算。中试干燥器的主要部件是煤筛、煤输送设备、储仓、流化床干燥器、空气输送和加 热系统、床内热交换器、环境控制器(集尘器)、仪表和控制和数据采集系统(参见图28)。 螺旋推进加料器用于将煤供给至干燥器并且将产物从干燥器中输出。螺旋进料器用于控 制进料速率并且对进出干燥器的煤流提供气锁。在煤燃烧器上的测压元件提供输入干燥 器的流量和总煤输入量。分离流和集尘器淘洗物被收集在运输斗中，并且该运输斗在试验 前后进行称重。输出产物流被收集在重力拖车中，该重力拖车装备有天平。煤进料系统被 设计成以高达8000磅/小时将小于1/4的煤供给至干燥器。空气系统被设计成以40英寸的水供给6000SCFM。空气加热盘管输入量为438，OOOBTU/小时，而床盘管的输入量为约 250，000BTU/小时。这些热量和空气流量足以移除约655磅/小时的水。
典型的实验包括用18，000磅低于1/4”的煤填充煤仓。将所述运输斗倒空，并且 记录重力拖车天平的读数。在填充料仓的同时，或在相同时间间隔的实验过程中，收集在 进料上的煤样品作为集尘器、分离流和重力拖车的样品(通常在实现稳态之后每隔30分 钟)。然后，启动集尘器和所有产物推进加料器以及气锁。启动空气供给风机，并将其设定 为5000scfm。然后，开始向干燥器供给煤，并且在高速下运行，以填充该干燥器。一旦在干 燥器中建立床之后，升高空气温度，调节对床的盘管的加热，并且将空气流量调节到所需的 值。然后，实验运行2-3小时的时间。一次试验运行8小时。实验之后，将运输斗进行称重， 记录重力拖车的天平读数。将来自试验的仪表读数转换成excel电子数据表，并且将煤样 品带到实验室进行分析。然后，将运输斗和重力拖车倒空，准备下一次的实验。在2003年秋天，在39次不同的试验中，将150吨褐煤送入分配器面积为23. 5ft2 的单级中试干燥器。煤以3000至5000磅/小时的速率被送入流化床内。空气流量从 4400 (3. 1英尺/秒)变化到5400 (3. 8英尺/秒)scfm。煤中的水分降低是进料速率和输 入干燥器的热的函数。在200° F的设计水温下，第一中试组件(module)具有除去约655 磅/小时的水的能力。煤以83. 3磅/分钟进料时，预期水的除去速率为0. 13磅/磅煤。在2004年的夏天，将干燥器改进为两级以改善非流化颗粒的去除，并且安装更大 的床盘管。在改进干燥器组件之后，在除水速率为1100磅/小时的情况下，干燥容量增加 到约750，000BTU/小时。将另外50吨的煤在新的组件中干燥。改进的组件也允许收集离 开第一级的分离流。分离流是从第一级底部移出的非流化的材料。它主要由在第一级中重 力分离出的过大和更高密度的材料构成。总的分配板面积为22. 5ft2。表2显示了用于干燥器进料、淘洗、分离流和产物流的煤质量。数据表明淘洗流中 的汞和灰分多，分离流中的汞和硫多，而产物流在热值、汞、灰分和#S02/mBTU方面得到了显 著的改善。淘洗流主要低于40目，而分离流高于8目。表2 煤进料质量与产物流试验44 因此，试验44将煤产物流中的汞和硫分别降低了 40 %和15 %。
图29显示了在床内的六个位置上测得的床温，以及出口空气的温度的时间变化。 使用该信息以及关于煤的水分含量的信息(从煤样品中得到)，以接近干燥器的质量和能 量平衡，并确定从煤中除去的水分量。图30显示了使用改进的中试干燥器进行7次试验的分离流产物的组成。试验41 具有最好的结果，其中分离流含有48%的硫和汞，并且只有23%的Btu和25%的重量。实施例IV- —㈣更大颗粒的分离结果 在2004年9月和12月之间，将115吨加拿大褐煤在位于北达科他州Underwood的 改进的两级中试干燥器中进行干燥。在日常试验过程中，3至20吨的材料以2000-7000磅 /小时的流量穿过所述干燥器。这样由31%水分的进料生产出水分含量为15-24%的煤。在煤仓上的测压元件提供输入干燥器内的流量和总的煤输入量。分离流和集尘器 淘洗物被收集在运输斗中，并且该运输斗在每一次试验前后都进行称重。输出产物流被收 集在重力拖车中，该重力拖车装备有天平。煤进料系统被设计成以高达8000磅/小时将低 于1/4的煤颗粒供给至干燥器。空气系统被设计成以40英寸的水供给6000SCFM。对干燥 器施加438，000BTU/小时的空气加热盘管输入量以及约500，000BTU/小时的床盘管输入 量。取决于周围条件以及加热流体的温度，这些热量和空气流量足以移除约900磅/小时 的水。在7000磅/小时的流量下，干燥器输出典型地为20%的陶洗和分离流，以及80% 的产物，其中它们的百分比随着到干燥器的煤流的减少而增加。在试验过程中，从每一种流 收集样品，并且使样品与输入进料相比。分离流(“SS”)流量通常被设定为420-840磅/ 小时。当到干燥器的流量被降低时，这变成百分比更大的输出流。当煤流量被降低时，陶洗 流也倾向于随输出百分比而增加。这种情况归因于在水分含量更低的情况下在干燥器中的 停留时间更长以及消耗更高。典型的试验包括用18，000磅小于1/4英寸的煤填充煤仓。首先将源自加拿大1 号矿的褐煤粉碎到小于2-英寸。然后，将该材料过筛，将小于1/4-英寸的材料(50% )放 置在一堆，而将超过1/4-英寸的材料(50% )放在另一堆。然后，用铲斗从这两堆中交替 加入，以充填中试干燥器。超过1/4-英寸的材料在被供给至料仓之前经过粉碎机，而小于 1/4-英寸的材料直接加入。源自加拿大2号矿的褐煤直接通过粉碎机，并且在不过筛的情 况下进入中试料仓。从相应的进料堆中收集进料的煤样品。在达到稳态之后，每隔30分钟 采出集尘器(“DC”)、分离流(“SS”)、和重力拖车(“GT”)的样品。当大量的1号矿的煤 穿过干燥器时，每天用谷粒取样器对重力拖车、DC运输斗以及UC运输斗进行取样。将运输斗倒空，并且记录重力天平的读数。然后，启动集尘器和所有产物推进加料 器及气锁。启动空气供给风机，并将其设定为约5000SCFM。然后，开始向干燥器供给煤，并 且在高速下运行，以填充该干燥器。一旦在干燥器中建立床之后，升高空气温度，调节进入 床盘管的加热水，并且将空气流量调节到所需的值。然后，试验运行2-7小时的时间。在试 验之间，床并不是总是空的，并且在产物中所占材料额定为3000磅。表3-4列出了加拿大褐煤试验的结果。表3包含干燥器的输入量、总量或输出流， 它们是基于总水分和输入量的变化的实际值及计算值。表4包含关于1号矿的煤试验用的 三种输出流的数据。表3 试验概括
表4 1号矿煤试验52、57和59结果 试验52、57、58和59是对1号矿的煤进行的。试验58是对照试验，而对于试验 52,57和59，在干燥器操作过程中，料仓被煤填充。试验52是为了将煤中的水除去约25%以及随后将煤打包运输到GTI以进行进一 步的试验而进行的。在这种试验过程中，本发明人以对干燥器供给材料相同的时间填充料 仓，因而难于追踪输入量。对于这次试验，通过校正返回到煤进料的总水分的总输出量，估 算输入量。试验52在三周期限内进行了单独的六天。在试验的第二天之后，床没有堆积， 并且在两天多内，煤以相当干的条件残留在干燥器中。这种煤在SS运输斗以及在干燥器床 中开始闷烧。当干燥器启动时，发生引燃，并且几个防爆板需要更换。当装置被关闭时，煤 的非常干的条件和煤搁置的时间以及床的温度都促成了这个问题。在没有适当冷却的情况 下，本发明人不再继续将煤留在干燥器床中，时间为不超过1天。这样似乎消除了该问题。试验57、58和59都是一天试验。在试验57和59的过程中，煤在干燥器操作过程 中加入到料仓中，并且本发明人需要估测煤的进料。试验57在约7000磅/小时的煤进口 流量下进行。试验58和59在约5000磅/小时的进口煤流量下进行。12月初期更冷的温 度降低了干燥器的容量。试验59中，汞分析仪发生故障。表4的结果提供良好的证明，即，分离流能够除去煤进料流中的大量的硫和汞，同 时保持煤进料流的热值。实施例VII-原型系统结果在Coal Creek采用的原型煤干燥系统基于使用来自水蒸汽冷凝器和热废气的废 热以加热用于煤干燥的空气。工艺流程图示意性地示于图60中。由Great River Energy (〃 GRE 〃 )组建的设计队伍设计原型煤干燥系统和FBD。 由热水源间接地加热流化/干燥空气，所述的热水源用来模拟将来自主冷却水流的部分热 冷却水的转移并且使其通过水/空气热交换器(风机室盘管)，以提高在空气预热器(APH) 进口处的空气的温度。将称作冷PA流的部分一次空气(PA)流在风机室盘管的下游和APH的上游从主PA 流中取出。余下的PA流过APH，在此其温度被升高。将称作热PA流的部分PA流在下游从 APH取出。余下部分的PA流至磨煤机。热PA流过空气/水热交换器，在此它与循环通过浸渍在流化床中的热交换器(床内热交换器)的水交换热量。在与循环水交换热量后，温的PA与冷PA在混合箱1和2(MB1 和2)中混合。这两种PA流的混合物形成用于煤干燥器第一和第二级的流化/干燥空气流。 采用此原型设计，可以通过改变冷和热PA流动流的比率而改变流化/干燥空气流的温度。此装置使得可以将流化/干燥空气的温度和到床内热交换器的热循环水的温度 从110° F的水平提高到200° F以上。此显著的温度升高对于流化/干燥空气的流量和 FBD分配器尺寸以及床内热交换器的尺寸具有非常积极的影响，它们随着流化空气和热源 的温度的升高而降低。FBD需要的热PA流与磨机需要的PA流一起流过ΑΡΗ。这增加了总PA流，并且进 而全部空气流过ΑΡΗ。结果，APH冷却容量和APH容量比的比率(X-比率)增加，并且在APH 出口处的废气温度被降低。较低的出口废气温度进一步提高了锅炉效率和单位性能。将用于干燥器的煤进料从现有的28号煤仓供应。湿煤(进料流)通过振动煤进 料器进料至煤粉碎机，并且粉碎和筛分至-1/4〃。将粉碎的煤由振动筛进行筛分，并且输送 至干燥器进口料斗。两个旋转煤进料器(气锁)将煤进料到FBD的第一级。采用旁通输送 器，将过筛旁通流与离开干燥器的产物流混合。两种流的混合发生在煤采样位置的下游。
将离开干燥器的干燥煤(产物流)贮存在26号煤仓，供给煤磨机26。煤输送器和 斗式提升机用来将干燥的煤输送至26号煤仓。在产物流从干燥器输送至煤仓时，其冷却， 并且其温度下降约10° F。以组件方式设计原型煤_干燥系统，以允许煤的递增干燥。每个煤干燥组件将干 燥总煤流的一部分，并且还包括环境控制器(用于灰尘控制的袋滤室)。工作中采用全部四 个煤-干燥组件，可以干燥100%的煤进料。在流化床内，由热流化空气完成煤的流化和加热以及煤水分的去除。空气流在其 向上流过煤床时被冷却和增湿。可以从已流化煤的床中除去的水分的量受到流化空气流的 干燥容量的限制。通过由床内热交换器供应另外的热量给床，可以提高流化空气流的干燥 容量。床内热交换器不仅提高流化空气流的干燥容量，而且它还降低完成需要的煤干燥程 度所需的干燥空气的量。采用充足的床内传热表面，可以将流化/干燥空气流降低至与1 至1. 2m/s的表观流化速度相应的值。原型干燥器设计数据总结于表5中。总分配器面积为308ft2，并且总床内热交换 器面积为8，636ft2。干燥器通过使用305klbs/hr的空气流化，导致表观流化速度在1. 0至 1. 2m/s范围内。如表5中的数据所示，单个床盘管的传热面积，根据它们的设计，从1，144变化至 1，982ft2。由GRE和Barr工程师在实验上确定翅管的平均传热系数为18Btu/hr-ft2-° F。表5 原型干燥器设计数据 由试验级流量计测量的通过全部床盘管的循环水的流量为约1，600gpm(758klbs/ hr)。由工厂流量计指示的值低约14% (即，650klbs/hr)。在从2006年3月22日至5月12日的时间期间，在基线煤进料速率为75t/hr、流 化空气温度在165至190° F范围内并且平均床盘管温度为210° F的受控条件下，进行16 次干燥器性能试验。在这些操作条件下，输入到干燥器的床内热量在15至16MBtu/hr范围 内。图61和62中示出了测量的和预测(模拟)的干燥器性能的比较。作为流化空气 温度的函数，在产物流中测量的总水分含量示于图61中。干燥器模拟结果由实线表示。如 图61所示，在测量和预测的产物水分含量之间存在非常好的一致。结果还表明用相对低的 流化空气温度操作原型干燥器。提高流化温度将对干燥器性能具有积极影响。图62比较了原型干燥器中测量和预测的煤水分降低量。除了几个试验点之外，在 测量值和模拟之间存在非常好的一致。通过用等于或高于180° F的流化温度操作原型干 燥器，容易地达到8. 45%的目标水分去除水平。
在受控的干燥器试验过程中在进料和产物流中测量的总煤水分(TM)和高热值 (HHV)总结于表6中，并且示于图63和64中。与其它试验相比，试验16的结果显示出低得 多的TM含量和更高的HHV值，因此没有包括在数据的统计分析中。结果表明平均水分降 低量为8. 08士0.42%。HHV平均提高727士62Btu/lb。表6中的随机误差表示95%置信区 间。在受控的试验过程中TM和HHV的变化示于图63和64中。HHV的提高和总煤水分的降 低示于图65中。 表6 干燥器性能试验煤水分和HHV
注试验16的数据被认为是异常值并且没有包括在计算的平均和标准偏差值中。对于从2006年3月至4月的时间期间的正常干燥器操作过程中，收集煤质量数 据。结果示于表7和图66和67中。表7 正常干燥器性能煤水分和HHV 在正常干燥器操作过程中达到的平均水分降低量为8. 23士0.6%。这几乎等于 在受控性能试验过程中实现的总水分降低。在正常干燥器操作过程中HHV的提高量为 752 士 74Btu/lb。在数据的精度内，这与在受控干燥器性能试验过程中实现的HHV的提高量 相同。这表明在受控试验过程中测量的干燥器性能可以长期持续。对于原型干燥器的最大设计煤进料速率为112. 5吨/小时。在工作中采用四个干 燥器，每个都在最大进料速率下操作，可以对在Coal Creek的Unit 2的全部满负荷煤进料 (450t/hr)进行干燥。从2006年6月21至23日进行三次最大容量试验(CT1，CT2和CT3)，其中将煤进 料速率从75t/hr的基线值首先增加到90t/hr，并且最后增加到lOlt/hr的最大值。煤输送系统和集尘器风机功率对最大煤进料速度有限制，其比设计值低10%。最大容量试验数据总结于表8-10中。示于表8中的干燥器的操作条件表明流 化空气和循环水的进口温度被提高至高于基线值，以容纳到干燥器的更高煤进料。采用在 lOlt/hr的最大煤进料速率，流化空气温度比基线操作高40° F，而循环水温度高20° F。 这是通过提高到混合箱1和2的热PA流量实现的。采用在lOlt/hr的进料速率，干燥的煤 占锅炉的总煤进料的21%。
表8 最大容量试验_干燥器操作条件 表10 最大容量试验-HHV的提高 在最大容量试验中实现的煤水分减少量总结于表9中。结果表明实现了 7至9 个百分比点范围(20-26%相对值)的煤水分降低量。锅炉的煤进料中的平均煤水分(干燥 煤和湿煤的混合物)在1.3-1. 7%范围内。如表10中所示，在原型煤干燥器中将水分从煤中除去时，提高了煤HHV。实现的 HHV提高量为875至1，280Btu/lb范围，或14至21 %。锅炉煤进料的HHV提高量为160至 270Btu/lb 范围，或 2. 6-4. 4% 不可流化材料沉到第一干燥器级的底部并且通过机械驱动的推进加料器和锁、门 和洗涤箱的系统以分离流形式从干燥器中除去。从分离流中取样，并且分析，以确定其组 成。对于基线煤进料流量，结果示于表11和12和图68至71中。将从在5月_6月时间期间收集的样品中测定的进料、产物和分离流的总水分、硫 和汞含量以及HHV总结于表11中。虽然与进料流相比，产物流的总水分含量显著更低并且 其HHV更高，但是底切流的水分含量和HHV类似于进料流。这些实验发现与干燥器模拟结 果一致，其表明在干燥器中除去的总水分中的仅10%是在第一级中除去的。表12列出了分离流按进料流的百分比计的硫、汞和HHV。结果表明，进入干燥器 中的进料流中的约30%的硫和汞在第一级中被除去并且作为分离流排出。分离流还含有 约10%的进口 HHV。需要将分离流另外处理以进一步富集硫和汞，并且降低HHV含量。分 离流处理将被结合到商用煤干燥系统中。在最大干燥器容量试验中还收集分离流样品。在这些试验期间，门循环时间参数从7变化至15秒，以提高第一级的分离特性。表11 进料、产物和分离流的组成(2006年5至6月) 表12 由第一级除去的硫和汞以及分离流的HHV含量
对于16对性能试验，由工厂CEM测量的NOx和SOx排放、废气流量和废气CO2组成 总结于表13中。如上面论述的，燃烧部分干燥的煤导致更低的废气流量。对于在干燥器性 能试验中实现的1. 14%的煤水分降低量，废气质量流量的降低量为0. 55%。表13 由工厂CEM测量的NOx和SOx排放、烟道流量和废气CO2浓度 在成对性能试验过程中测量的NOx质量排放的7. 5%平均值降低量(图72)显著 高于废气流量的百分比降低量。此NOx排放的降低量不能由更低的废气流量来解释。而是， 它归因于到26号磨机的更低一次空气流量，26号磨机处理部分干燥的煤。从由ERC和GRE 工程师在Coal Creek于1997年进行的燃烧优化试验中，知道在此工厂的NOx排放对一次 空气流量相当敏感；NOx随着一次空气流量降低而降低。采用部分干燥的煤，到26号磨机的一次空气流量平均从355降低至310klbs/hr，即降低12%。对磨煤机的改造将允许将一次 空气流量更多地降低至255klbs/hr。这预期导致NOx排放的进一步降低。
在工作中采用商用煤干燥系统，即采用100%干燥的煤传送至磨煤机并且降低到 磨机的PA流量，预期NOx排放的降低量超过10%。在一系列16对参数试验的过程中测量的用部分干燥的煤测定的SOx排放的降低 量为约0. 8% (表14和图73)。试验14中的红色条表示不好的读数。图73中所示的记载的工厂数据和结果的更密切检查针对关于在试验12至14过 程中发生的SOx测量的问题，其中在用部分干燥的煤的情况下，与湿煤相比，测量的SOx排放 更多。这些不一致性由不正常工作的SOx监测器来解释，所述SOx监测器对试验12至14提 供不可靠的SOx读数。最初的11对试验和全部16对试验的结果的比较表明SOx降低量的 显著差异(对于最初11对试验为1.9%，而对于全部16对试验为0.8%)。因此，有理由认 为用部分干燥的煤实现的SOx排放的实际降低量在1.9%范围内。SOx排放的百分比降低量大于废气质量流量的降低百分比。这是因为采用更低的 废气流量，绕过洗涤器的废气减少(CCS是部分洗涤单元)，导致更高的SOx去除。采用在锅 炉中燃烧的100%部分干燥的煤，到湿洗涤器的废气流量估计将降低4%。与通过使用双边 缘APH密封实现的更低APH泄漏组合，洗涤的废气流量的百分比将进一步降低，接近零洗涤 器旁通构造。这将导致SOx排放的另外降低。由于在第一干燥器级中发生的重力分离，分离流中的硫浓度为产物和进料流中的 硫浓度的3倍。分离流中硫含量的此提高可以由以下的事实解释密度高于煤的黄铁矿在 第一干燥器级中分离出来。对于在CCS的原型煤干燥系统的本发明构造，将分离流返回并 且与来自煤干燥器的产物流混合。因此，没有实现在第一干燥器级中硫除去的益处，并且测 量到的SOx排放的降低完全是由于更低的废气和洗涤器旁通流量。设计商用煤干燥系统以进一步处理分离流。处理后，分离流将不与来自商用干燥 器的产流混合。在分离流占干燥器进料的5-10%的情况下，到锅炉的硫的质量流量的降低 量将在7-12%范围内。通过将由于更低的洗涤器旁通导致的降低和更低的锅炉的硫输入量 组合，预期在100%容量下操作的CCS用商用煤干燥系统可以实现的SOx排放的潜在降低量 在12-17%范围内。CO2质量排放的降低与单位性能(净单位发热量)的提高成正比。对于8. 5%的 目标水分降低量和工作中的风机室盘管，CO2排放的预期降低量为约2. 4%。在CCS的成对性能试验过程中实现的Hg排放的降低与单位性能提高成正比，并且 估计在0.4%范围内。与产物和进料流相比，来自第一干燥器级的分离流含有约3. 5至4倍多的Hg(参 见，图74-75)。在分离流中Hg含量的此提高可以由以下事实解释对于Falkirk褐煤，相 当大部分的汞结合到黄铁矿上，所述的黄铁矿在第一干燥器级被分离出来。采用在CCS的原型煤干燥系统的本发明构造，将分离流返回到来自煤干燥器的产 物流。因此，没有实现第一干燥器级中Hg去除对Hg排放的益处。设计商用煤干燥系统以进一步处理分离流。处理后，分离流将不与来自商用干燥 器的产流混合，并且将不在CCS锅炉中燃烧。在分离流占干燥器进料的5-10%的情况下，到 锅炉的汞的质量流量的降低量估计将在13-25%范围内(参见，图74-75)。
在许多其它的因素中，汞生成受到废气水分含量和停留时间的影响。在除去8. 5% 的目标水分的情况下，与使用湿煤的情况相比，废气水分含量低2. 5个百分点。根据图76 中所示的理论气相结果，这将导致在废气中元素汞Hg。降低约20%。换言之，使用部分干 燥的煤，与湿煤相比，多约20%的元素汞将被氧化。被氧化的汞Hg+2是水溶性的并且可以 在湿洗涤器中除去。而且，停留时间的增加对汞氧化具有积极影响。但是，此影响小，按1秒的停留时 间增量计约为1%。采用部分干燥的煤，由于更低的流量，停留时间将增加。
在CCS的总气相汞浓度在15至18mg/Nm3范围内。这有利地相当于由煤中的汞含 量和废气流量计算的废气Hg浓度。此外，在CCS的约65% (12mg/Nm3)的气相汞是元素汞 Hg0。假定由更低的水分含量和增加的停留时间引起的元素汞的相对降低量为20%，废气 流中的Hg。降低量将为13%，或约2. 3mg/Nm3，条件是在湿洗涤器中去除98% Hg。通过将由于流化床煤干燥器中的重力分离导致的煤汞含量降低(13-25% )和由 于废气水分含量更低导致的Hg。降低(13%)组合，预期在CCS采用100%容量下操作的商 用煤干燥系统可以实现的Hg排放的总降低量在25-35%范围内。上述的说明书、附图和实施例提供了对本发明粒状材料分离器的结构和操作的完 整描述。然而，本发明能够在不背离本发明的精神和范围的情况下用于各种其它组合、改 进、实施方案和环境。例如，它可以与直接或间接热源、流化或非流化床以及单级或多级的任意组合使 用。而且，在本发明中描述的干燥方法并没有被限制于提高要在公用事业或工业锅炉中燃 烧的煤的质量，而是也可以被应用于干燥用于玻璃、铝、纸浆和纸及其它工业的粒状材料。 例如，在玻璃工业中用作原料的砂可以在其被供给至玻璃燃烧室之前，通过使用从燃烧室 烟道排出的废气获取的废热的流化床干燥器进行干燥和预热。这样将提高玻璃制造工艺中 的热效率。作为另一个实例，在铝生产中可以使用流化床干燥器作为煅烧炉。为了从原料铝 土矿中提炼铝，必要时将矿石破碎并过筛，以除去大的杂质比如石头。然后，将粉碎的铝土 矿混合在蒸煮器中的热苛性钠溶液中。这样使水合氧化铝从矿石中溶出。在红泥残留物通 过倾析和过滤除去之后，将苛性碱溶液用管导入被称为沉淀器的大槽中，水合氧化铝在该 槽中结晶。然后，将水合物过滤，并送入煅烧炉，从而干燥并且在非常高的温度下，转变成被 称为氧化铝的细小白色粉末。本发明可以在这种或类似的工艺中被用作煅烧炉。作为用于说明目的的再一个实例，废热源能够被应用于用来使西红柿或其它作物 生长的温室。因此，说明书并不意在将本发明限制为被公开的具体形式。因此，说明书并不意在将本发明限制为被公开的具体形式。
权利要求
一种用于在工厂操作中热处理进料、副产物或产物流的方法，所述的工厂操作产生至少两种不同类型的废热，该方法包括(a)提供用于接收所述进料、副产物或产物流的热处理装置，所述热处理装置包括用于接收将要施加给所述进料、副产物或产物流的至少两种不同热源的装置；(b)提供操作性连接到热混合器的第一热交换器，所述的热混合器操作性连接到所述的热处理装置；(c)将第一废热源提供给第一热交换器，由此将包含在第一废热源内的热含量作为热源之一传递给所述的热混合器；(d)提供操作性连接到所述热混合器的第二热交换器；(e)将与第一废热源不同类型的第二废热源提供给第二热交换器，由此将包含在第二废热源内的热含量作为第二热源传递给所述的热混合器；(f)将第一热源和第二热源在所述热混合器内混合，以产生具有预定温度特征的合并热源；(g)将所述进料、副产物或产物流在暴露于所述合并热源下的所述热处理装置内保持足够的持续时间，以实现需要程度的热处理；和(h)从所述热处理装置中移出所述进料、副产物或产物流。
2.权利要求1所述的方法，其中所述热混合器包括用于混合第一热源和第二热源的混合才苜。
3.权利要求1所述的方法，其中所述热混合器包括传热回路，所述传热回路包括第三 热交换器和第四热交换器，其中将第一热源提供给第三热交换器，并且将第二热源提供给 第四热交换器。
4.权利要求1所述的方法，该方法还包括通过被提供另一种热源的联合热交换器，将 至少一种另外的热源传递给所述热处理装置。
5.权利要求4所述的方法，其中所述另一种热源是废热源。
6.权利要求4所述的方法，其中所述另一种热源是主热源。
7.权利要求1所述的方法，该方法还包括将第一热源、第二热源或所述合并热源传 递给位于所述热处理装置内的另一个热交换器，用于预热供应给所述热处理装置的所述进 料、副产物或产物流。
8.权利要求1所述的方法，该方法还包括将冷却器操作性连接到所述热处理装置的 下游端，其中在足够的时间内将热处理后的进料、副产物或产物通过所述热处理装置传递 给所述冷却器，以将热处理后的产物降低至预定的温度。
9.权利要求7所述的方法，其中所述冷却器构成所述热处理装置的组成部分。
10.权利要求7所述的方法，其中所述冷却器包括独立的冷却装置。
11.权利要求1所述的方法，其中所述热处理装置包括固定床干燥器。
12.权利要求1所述的方法，其中所述热处理装置包括利用流化介质的流化床干燥器。
13.权利要求11所述的方法，其中将流化介质供应给所述流化床干燥器，所述流化床 干燥器被由所述热混合器传递的所述合并热源加热。
14.权利要求8所述的方法，该方法还包括将流化介质在预定温度下传递给所述冷却o
15.权利要求14所述的方法，其中所述流化介质的所述预定温度是采用至少一种废热 源通过处理而实现的。
16.权利要求1所述的方法，其中所述废热源选自由以下各项组成的组热冷凝器冷却 水、热烟道气、热废气、废工艺流和来自操作设备的废热。
17.权利要求1所述的方法，其中所述产物是煤。
18.权利要求17所述的方法，其中所述煤产物是褐煤。
19.权利要求17所述的方法，其中所述煤产物是次烟煤。
20.权利要求17所述的方法，其中所述热处理工序包括降低所述煤中的水分含量。
21.权利要求20所述的方法，其中所述煤产物是其水分含量降低约20-26%(约7-9 个百分点)的褐煤。
22.权利要求1所述的方法，其中由所述合并热源传递给所述热处理装置的温度不超 过约300° F。
23.权利要求1所述的方法，其中所述工厂操作是发电厂。
24.权利要求23所述的方法，其中传递给第一热交换器和第二热交换器的所述废热源 构成所述工厂操作内的相同废热源。
25.权利要求12所述的方法，其中所述流化介质包括空气。
26.权利要求12所述的方法，其中所述流化介质包括水蒸汽。
27.权利要求12所述的方法，其中所述流化介质包括惰性气体。
28.权利要求1所述的方法，其中在大气存在下，在所述热处理装置中，处理所述进料、 副产物或产物流材料。
29.权利要求1所述的方法，其中在没有惰性气体的情况下，在所述热处理装置中，处 理所述进料、副产物或产物流材料。
30.权利要求1所述的方法，其中在不将水蒸汽传递给所述热处理装置的情况下，在所 述热处理装置中处理所述进料、副产物或产物流材料。
31.权利要求20所述的方法，其中燃烧所述水分减少的煤，以产生约14-21%的高热值 (HHV)增量。
32.一种用于在工厂操作中热处理粒状材料的方法，所述的工厂操作产生至少两种废 热源，该方法包括(a)提供用于接收所述粒状材料的干燥器，所述干燥器包括用于接收将要施加给所述 粒状材料的至少两种热源；(b)提供操作性连接到热混合器的第一热交换器，所述的热混合器操作性连接到所述 干燥器；(c)将第一废热源提供给第一热交换器，由此将包含在第一废热源内的热含量作为热 源之一传递给所述热混合器；(d)提供操作性连接到所述热混合器的第二热交换器；(e)将与第一热源不同温度的第二废热源提供给第二热交换器，由此将包含在第二废 热源内的热含量作为第二热源传递给所述热混合器；(f)将第一热源和第二热源在所述热混合器中混合，以产生具有不超过约300°F的预 定温度特征的合并热源；(g)将所述粒状材料在暴露于所述合并热源下的所述干燥器内保持足够的持续时间， 以实现需要程度的热处理；和(h)从所述热处理装置中移出所述产物。
33.一种用于按密度和/或大小分离粒状材料以富集从粒状材料进料流中分离的污染 物的装置，所述装置包括(a)流化床，所述流化床具有用于接收所述粒状材料进料的接收进口、用于接收流化流 的入口、用于排放已流化粒状材料产物流的排放出口、和用于排放非流化粒状材料流的排 放出口 ；(b)温度为约300°F以下的流化流源，所述流化流源操作性连接到所述入口，以将所 述流化流引入到所述流化床中，从而实现所述已流化粒状材料产物流与所述非流化粒状材 料流的分离；(c)接收装置，所述接收装置用于接收从所述流化床排放的所述已流化粒状材料产物 流；和(d)输送器装置，所述的输送器装置用于将在所述流化床内的所述非流化粒状材料通 过所述排放出口传送到接收装置；(e)其中相对于所述粒状材料进料流，所述已流化粒状材料产物流含有减少的污染物， 并且相对于所述粒状材料进料流，所述非流化粒状材料流含有增加的污染物。
34.权利要求33所述的粒状材料分离装置，其中所述粒状材料是煤。
35.权利要求34所述的粒状材料分离装置，其中所述煤材料是褐煤。
36.权利要求34所述的粒状材料分离装置，其中所述煤材料是次烟煤。
37.权利要求34所述的粒状材料分离装置，其中所述污染物选自由以下各项组成的 组飞灰、硫、汞和灰分。
38.权利要求37所述的粒状材料分离装置，其中非流化煤粒状材料流含有约21-46% 的汞，所述的汞最初包含于煤粒状材料进料流中，从已流化的煤粒状产物流中被除去。
39.权利要求37所述的粒状材料分离装置，其中非流化煤粒状材料流含有约19-36% 的硫，所述的硫最初包含于煤粒状材料进料流中，从已流化的煤粒状产物流中被除去。
40.权利要求37所述的粒状材料分离装置，其中非流化煤粒状材料流含有约23-43% 的飞灰，所述的飞灰最初包含于煤粒状材料进料流中，从已流化的煤粒状产物流中被除去。
41.权利要求34所述的粒状材料分离装置，其中已流化粒状材料产物流中的煤在燃烧 时产生S0X减少约4%的废气。
42.权利要求34所述的粒状材料分离装置，其中已流化粒状材料产物流中的煤在燃烧 时产生N0X减少约10%的废气。
43.权利要求33所述的粒状材料分离装置，其中所述流化流是空气。
44.权利要求33所述的粒状材料分离装置，其中所述流化流是水蒸汽。
45.权利要求33所述的粒状材料分离装置，其中所述流化流是惰性气体。
46.权利要求33所述的粒状材料分离装置，其中在将所述流化流引入到所述流化床中 之前，通过热源加热所述流化流。
47.权利要求46所述的粒状材料分离装置，其中所述热源是主热源。
48.权利要求46所述的粒状材料分离装置，其中所述热源是废热源。
49.权利要求48所述的粒状材料分离装置，其中所述废热源选自由以下各项组成的 组热冷凝器冷却水、热烟道气、热废气、废工艺水蒸汽和来自操作设备的废热。
50.权利要求33所述的粒状材料分离装置，其中所述装置是与发电厂相关使用的。
51.权利要求33所述的粒状材料分离装置，其还包括收集室，所述收集室操作性连 接到用于接收所述非流化粒状材料流的非流化粒状材料流接收装置，所述收集室包括第二 流化床和用于引导第二流化流的装置，所述用于引导第二流化流的装置引导第二流化流通 过容纳在所述收集室内的所述非流化粒状材料，以从所述非流化粒状材料中分离可流化颗 粒，从而进一步富集在所述非流化粒状材料流内的所述污染物。
52.权利要求51所述的粒状材料分离装置，其中采用第二流化流，使在所述收集室中 从所述非流化粒状材料流分离的所述可流化颗粒返回到第一流化床。
53.一种用于在工厂操作中热处理进料、副产物或产物流的方法，所述的方法包括供 热，其中温度为约300° F以下的废热源提供所述供热。
54.权利要求53所述的方法，所述方法还包括(a)热处理装置，所述热处理装置用于接收所述进料、副产物或产物流，包括用于接收 将要施加给所述进料、副产物或产物流的至少两种不同热源的装置；(b)提供操作性连接到热混合器的第一热交换器，所述热混合器操作性连接到所述热 处理装置；(c)将第一废热源提供给第一热交换器，由此将包含在第一废热源内的热含量作为热 源之一传递给所述热混合器；(d)提供至少一个另外的热交换器，其操作性连接到所述热混合器；(e)将与第一废热源不同类型的至少一种另外的废热源提供给所述另外的热交换器， 由此将包含在所述另外的废热源内的热含量作为另外的热源传递给所述热混合器；(f)将第一热源和所述另外的热源在所述热混合器内混合，以产生具有预定温度特征 的合并热源；(g)将所述进料、副产物或产物流在暴露于所述合并热源下的热处理装置中保持足够 的持续时间，以实现需要程度的热处理；和(h)从所述热处理装置中移出所述进料、副产物或产物流。
55.权利要求53所述的方法，其中所述废热源选自由以下各项组成的组热冷凝器冷 却水、热烟道气、热废气、废工艺流和来自操作设备的废热。
56.权利要求53所述的方法，其中所述工厂操作包括在二氧化碳或有机酸分离中使用 的胺或其它萃取剂的再生工艺。
57.权利要求53所述的方法，其中所述工厂操作包括纸浆厂。
58.权利要求53所述的方法，其中所述工厂操作包括由垃圾得到的燃料的燃烧厂。
59.权利要求53所述的方法，其中所述工厂操作包括食物加工设施。
60.权利要求53所述的方法，其中所述工厂操作包括温室。
61.权利要求53所述的方法，其中所述工厂操作包括工厂或建筑的供热或区域供热。
62.权利要求53所述的方法，其中所述工厂操作包括用于谷物或其它农业物质的干燥 操作。
全文摘要
本发明获得并且利用流化床干燥技术和由其它可利用的热源增加的废热流以干燥进料或燃料。此方法可以用于许多工业，包括燃煤发电厂。使用本发明将煤在进入到煤粉碎机中和燃烧室/锅炉装置之前干燥，以提高锅炉效率和减少排放。这全部在低温、露天系统中完成。本发明还包括用于按密度和/或大小分离微粒的装置，所述装置包括流化床，所述流化床具有用于接收要被流化的微粒的微粒接收进口。这可以用于从产物流中分离污染物如硫和汞。
文档编号F27B15/00GK101849156SQ200880019711
公开日2010年9月29日 申请日期2008年4月11日 优先权日2007年4月11日
发明者丹尼斯·R·詹姆斯, 内纳德·萨鲁纳茨, 查尔斯·W·布林格, 爱德华·K·莱维, 理查德·S·温斯坦, 约翰·M·惠尔登, 马修·P·科格林, 马克·A·内斯 申请人:大河能量