专利名称：用于循环流化床输送式气化器和反应器的装置、部件和操作方法
技术领域：
本发明大体上涉及加压循环流化床输送式反应器(pressurizedcirculating fluidized bed transport reactor)，并且更具体地，涉及输送式气化器回路(transport gasifier loop)中的各种部件。背景在 Higman 禾口 van de Burgt 的书(气化(Gasification), 2003, Elsevier)中看至Ij 的各种气化技术中，变得明显的是，期望新技术，以改进气化低级煤，特别是具有高潮湿和/ 或高灰分含量的煤例如褐煤或次烟煤的经济性。夹带流气化器(entrained flow gasifier)使用干式供给系统或浆料供给系统供给具有小于75微米的粒度的煤。对于干式供给方法来说，煤潮湿必须小于5%，以防止煤颗粒形成饼并且在供给系统中桥接，特别是在供给系统的闭锁容器(lock vessel)中。对于浆料供给系统，必须加入约35wt. %的水以制作煤浆。必需的是，在制作浆之前将煤干燥至非常低的潮湿水平，以避免浆中的总水分大于40%。通常，低级煤含有大于30%的潮湿； 将煤干燥至小于5%的潮湿需要昂贵的干燥设施，具有高操作成本，从而降低了总体过程效率。高度期望的是减少处理低级煤时的干燥任务和操作担忧。美国专利第6，631，698号公开了可以用于气化低级煤的循环流化床反应器。然而，装置仅可以在大气应用中使用，并且需要大的覆盖面积(foot-print)，以生产安装了煤气化器的现代化工厂或发电厂所需要的大量合成燃料。美国专利第号5，560，900公开了基于加压循环流化床反应器的也意在部分氧化低级煤的方法。这种为了处理煤而提出的构思是基于石油工业中的低压流体催化裂化 (FCC)过程的超过五十年的经验。因此，反应器系统，如已经公开的，使用提升器(riser)， 因为具有热解反应所必需的大量热的热解器被围绕反应器回路循环的精细地分割的耐火材料携带。如何分离在过程中从携带热的材料产生的煤灰是很难处理的问题中的一个，并且该专利回避了这个问题。此外，该反应器具有在热分解区下方的混合区，所述混合区的直径比提升器直径大得多，以确保加热被供给混合区中的煤颗粒的足够的停留时间。从混合区夹带循环的固体颗粒所必需的最小气体速度使输送式提升器中的气体速度异乎寻常地高，从而导致对任何内部零件例如温度计套管的迅速腐蚀以及对旋风分离器壁的腐蚀。此夕卜，因为热解反应需要对于完成来说长得多的停留时间并且防止在产物合成气(合成气)中焦油的形成，所以提升器必须是在工业过程中对于专利中提出的反应器来说不切实际地高的。此外，该方法没有教导如何在工业规模气化器的横截面上合适地分布气体(蒸汽和空气或氧气)。 移动床气化器已经在超过100年间用于气化低级煤。尤其是，Lurgi气化器已经广泛地用于生产用于化学合成的合成气。然而，移动床气化器需要块煤作为供给物，并且不能利用丰富的但是经常几乎没有在其附近的使用者的细煤粉。这种技术的另一个缺点是， 煤中的很多被转化为焦油而不是有用的合成气。此外，所有这些气化器都具有复杂的内部零件。移动床气化器具有精密的旋转网格系统以及搅拌机构，作为用于使煤成饼的内部零件。流化床气化器具有各种类型的复杂的内部气化剂分布器，这些复杂的内部气化剂分布器由稀有的合金制造，以忍耐高至 iioo°c的气化器操作温度。虽然在设计分布网格和选择昂贵的高温合金材料方面作出了大量的努力，但是这些网格仍然发生商业上不可接受的故障。对于夹带流气化器的情况，问题最严重的内部零件是作为在过程中需要最高的维护强度的部件之一的煤燃烧器。本发明提供改进的用于多种循环流化床应用，包括低级煤例如褐煤和次烟煤的气化的装置。发明概述本发明提供了用于在一类被称为输送式气化器的加压循环流化床反应器中气化低级煤的可靠的装置和方法。本发明的实施方案克服了现有技术气化器的上述的问题。输送式气化器回路包括气化剂分布系统、混合区、提升器、被称为预盐化器旋风分离器 (presalter cyclone)的第一级旋风分离器、被称为立管旋风分离器的第二级旋风分离器、 用于将预盐化器旋风分离器中收集的固体返回至立管的料封管以及用于使固体从立管移动至混合区并且同时实质上减少或防止气体的逆向流的非机械阀。根据本公开内容的实施方案的气化剂供给系统可以几乎没有或没有内部零件 (internal)地实施。分布系统可以实质上减少或防止热固体回流。气化器内部的固体颗粒运动帮助气化剂遍及气化器的横截面的均一分布。输送式气化器的实施方案还可以包括将气体供给气化器中的喷嘴，其机理是实质上减少或防止在气化器出于过程或安全性原因而突然被关闭时喷嘴堵塞。在关闭期间在喷嘴中沉降的固体可以在气体重新开始流向喷嘴时被简单地吹回气化器。因此，输送式气化器喷嘴可以避免被堵塞。根据本公开内容的实施方案的输送式气化器还可以采用可以分离运载气体中的高承载量的固体以及实质上减少或防止旋风分离器壁被这样的高固体承载量腐蚀的第一级预盐化器旋风分离器。此外，与现有技术的旋风分离器相比，根据本公开内容的实施方案的在第一级中的预盐化器旋风分离器可以在没有涡流探测器以及没有顶板(roof)的情况下采用。这些构思可以减少在工业的高压、高温的第一级旋风分离器设计、操作和长期运行中遇到的可靠性问题。被预盐化器旋风分离器收集的固体可以经过料封管流向立管。在输送式气化器的各种实施方案中的料封管的位置和设计利用了自然压力梯度，以最小化向料封管和气化器回路中的气体加入。立管旋风分离器可以从气体流收集颗粒，并且然后由立管旋风分离器收集的细固体可以与由预盐化器旋风分离器收集的固体合并并且通过立管返回至提升器。
输送式气化器的实施方案可以减少或避免在细固体沿立管向下流动时与细固体有关的流动性问题。此夕卜，本发明帮助在由预盐化器旋风分离器收集的粗固体通过料封管流向立管时的较细固体与所述粗固体的混合。在本公开内容的各种实施方案中，气化剂、氧气和/或空气中的某些与蒸汽一起可以在第一级或第二级旋风分离器的出口被注入，以提高气体出口温度并且减少粉煤灰中的碳含量。气化剂注入还可以减少甲烷含量并且提高产品气体中的一氧化碳和氢含量。根据本公开内容的实施方案的输送式气化器还允许曝气喷嘴(aeratiormozzle) 在立管中的地点的相对于现有技术的更优化的配置。对于大规模工业应用，曝气气体 (aeration gas)可以在大直径立管的底部中或在大直径立管的底部附近采用，使得曝气气体可以被分布并且有利于固体通过非机械阀从立管向提升器流动。在一个实施方案中，提升器中的堆积密度可以在约5_201b/ft3的范围内。在一种情况下，循环固体与进料(feedstock)的质量比也可以在约50至200之间。该宽范围有益于优化对具有不同的煤特性的进料的设计和操作。输送式气化器提供用于以高的期望的固体通量和提升器密度以及以在回路中的持续的高固体循环速率来控制立管中的固体水平并且操作气化器的方法，从而导致对以最大的合成气生产速率使煤向合成气转化的显著的改进。附图简述
图1是输送式气化器回路的图示。图2是作为下混合区的一部分的气体分布器的略图，气化剂的一部分通过下混合区被引入气化器中。图3是下混合区、上混合区、提升器的下部分以及通向气化器混合区的非机械阀入口的图示，其与煤注入喷嘴以及供给气体分布一起来管理热释放并获得煤颗粒的均一且迅速的加热。图4是连接提升器和倾斜转换接头(inclined crossover)的提升器弯头(riser bend)的图示，气体流中盐析出的(salted out)固体通过提升器弯头以切线方向进入预盐化器旋风分离器。图5是将预盐化器旋风分离器连接于立管的料封管的略图。图6是以向上方向流入输送式气化器中的气体流的典型的曝气喷嘴设计的图示。图7是被设计为抵抗输送式气化器的高压、高温和腐蚀性环境的立管旋风分离器的图示。图8是在旋风分离器出口的用于有效地调节气化器出口温度并且略微改进总碳转化率的氧化剂注入的图示。图9是用于大直径输送式气化器立管的曝气分布器的图示。图10是用于降低输送式气化器的总高度的L+J非机械阀构思的图示。实施方案的详细描述通过实施例和图示描述根据本公开内容的实施方案的输送式气化器回路的各种实施方案和图示。图1图示了输送式气化器回路100。气化器容器壁可以由碳钢制造，并且壳还可以构成气化器的压力边界。气化器回路100可以在约lOO-lOOOpsia之间的压力下操作，取决于利用在下游得到的合成气的单元的工艺要求。在气化器回路100的壳内部，可以有两层耐火材料衬里。与固体的循环床接触的内层可以包括一层抗腐蚀的耐火材料，以保护 软的隔离耐火材料和容器壁。外隔离层可以在一侧与气化器回路100的壳接触并且在另一侧与抗腐蚀的耐火材料接触。隔离耐火材料保护壳不过热。输送式气化器回路100的一个实施方案可以包括接近气化器的底部的气体分布器、下混合区、上混合区、提升器、倾斜转换接头、第一级(预盐化器)旋风分离器、第二级立管旋风分离器、立管、连接预盐化器旋风分离器和立管的料封管以及连接立管和混合区的非机械阀，这将在本文中以另外的细节描述。图2是根据本公开内容的实施方案的输送式气化器回路100的下混合区(LMZ) 200 的图示，用于气化反应的气体(例如空气、氧气和/或蒸汽)的约25-100%通过下混合区 200被注入。进料的特征决定了需要被注入LMZ中的气体的量，并且剩余部分可以被沿混合区的高度(例如下混合区和上混合区二者)分布。在图2所示的实施方案中，LMZ 200包括喷射气体分布器或气体入口部分225。进入LMZ的气体的约70% -95%可以通过喷嘴入口 210被注入分布器部分中。被注入LMZ中的气体的其余的5%至30%可以通过沿分布器的圆锥部分240位于各种高度的多个喷嘴270被供给。喷嘴的数目、取向和高度可以根据进料的类型和气化器大小变化，如可以意识到的。共同地，流动通过气体入口部分225和喷嘴 270的气体提供引入气化剂并且将气化剂遍及气化器的整个横截面分布而没有任何内部零件的途径。喷嘴入口 210使用将气体从其源传递的金属管为气体分布器的耐火材料衬里管 (refractory lined pipe)划界。图2所示的实施方案中的U形耐火材料衬里管具有竖直部分215以及另一竖直部分230，气体通过竖直部分215向下流动并且其连接于水平部分 220，而气体在进入分布器的圆锥部分之前通过另一竖直部分230朝向喉管向上流动。所有这些部分可以由耐火材料衬里管制造。当由于安全或工艺原因气化器关闭时，在气化器混合区和/或提升器部分中滞留的固体将下降并且沉降到气化器的下部分，填充竖直部分 230以及水平部分220的一部分。水平部分220的设计使得固体将不到达竖直部分215。这种设计安全地保护了在入口 210处连接的金属管不受热沉降固体影响，该热沉降固体的温度范围可以高至2000° F。此外，可以采用水平部分220的至少四的长度直径比，使得沉降的固体可以在气化操作的恢复时被吹回气化器。由于减少和/或消除了主要的气化剂供给管线的堵塞，所以很大程度地减小了操作性和安全性的担忧。流动通过入口部分225的气化剂进入LMZ 200的圆锥部分240。在入口 225中的喉管处的表观气速(superficial gas velocity)可以在约50ft/s_300ft/s之间。可以用于将气化剂引入气化器中的速度的宽范围通过提供从启动至满负荷地引入和分布气化剂的方法而提高了操作的灵活性。气化剂可以与回流并且落入LMZ 200的底部的固体混合。 在回流固体中的焦炭碳(char carbon)被气化剂中的氧化剂燃烧。在操作装置时，关于固体是否被良好地回流和混合，尤其是一直向着圆锥部分的正底部良好地回流和混合的指示可以从一组温度指示280推断。如果足够量的固体已经回流入LMZ的下底部部分中，那么温度指示280将与气化器内部的其他温度指示几乎相同。如果回流入LMZ的底部中的热固体少于期望的，那么立管中的固体水平可以通过降低灰分排放的速率或通过向气化器中加入更多惰性固体来升高。这提高了从立管向混合区中再循环的固体流的速率，增加了 LMZ200中的固体的密度，这提高了穿过LMZ 200回流的热固体的速率。气化剂流入LMZ 200的圆柱形部分250中，并且气化剂中其余的氧气将被循环固体中的焦炭碳消耗。在被适当地操作的气化器中，这组温度指示285和290将与该组温度指示280几乎相同。进入LMZ 200的气体流以及由燃烧和气化反应产生的气体在出口 260 流出LMZ。在出口 260离开LMZ的表观气速可以在约5ft/s至15ft/s的范围内，这对于气体将相当大的 量的固体夹带出LMZ来说是足够的。这允许从立管流动来的新鲜的再循环固体回流贯穿LMZ。当焦炭被连续地引入LMZ中且新鲜的固体向下回流时，LMZ中的温度曲线在燃烧和气化反应期间被保持。LMZ中的床密度可以在15-40磅每立方英尺之间。可以通过调整立管中的固体水平和通气速率(影响固体从立管至混合区的速率)以及通过调整气体在LMZ和上混合区300之间的分布(影响LMZ中的表观气速)来获得LMZ中的这样的床
也/又。被注入LMZ中的气体向上流动至上混合区(UMZ) 300，如图3所示。来自LMZ的供给气体中的未反应的氧气可以首先在LMZ的上部分和UMZ的下部分遇到焦炭碳。焦炭碳可以在本质上是耐火材料(例如，从气化观点来看是不反应的)并且存在于通过非机械阀800 从立管700(图1)再循环的循环固体中。在图3所示的实施方案中，可以利用焦炭碳产生对于在提升器400中发生的高度吸热气化反应可能所必需的热能。当所产生的燃烧热通过在离开气化器的合成气中的可感热(sensible heat)、热损失和气化反应吸热性被消耗时， 气化器温度曲线被保持。由于潜在地显著高的固体循环速率(与高质量通量)，循环固体中的焦炭碳含量可以在约0. 至4%的范围内，这大于足够消耗供给气体中的所有氧的量。 由于从立管流入混合区的再循环固体可以在约1600-2000° F的范围内，所以焦炭燃烧反应的速率几乎是瞬时的。来自下混合区的氧气可以在遇到焦炭碳时被迅速地消耗。对于某些应用来说，额外的氧化剂对于消耗循环固体中的任何过量的焦炭碳来说可能是必需的。这伴随有将氧化剂1500直接加入UMZ 300中，如图3中的实施方案所示的。 循环固体中的焦炭碳含量的百分比由固体循环速率、煤供给速率、总气化器温度以及沿气化器的高度的温度分布控制。氧化剂在供给气体中的分布对于控制沿气化器回路的下部分的热释放是有帮助的。高固体循环速率以及均一的且被分布的热释放防止热点(hotspot)。 热点对于气化器操作来说可能是高度有害的，因为它们将导致结块、结渣和熔块形成。高固体回流和相等地高的固体循环速率有利于围绕气化器回路100的均勻地高的操作温度，从而导致具有期望的气态产物的高热气体效率。围绕气化器回路循环的热固体可以被认为是热飞轮(thermal flywheel)，在热飞轮中，能量通过焦炭燃烧被加入并且通过气化反应、热损失和可感热被消耗。在围绕气化器回路的一个完整循环中，约5%的热能在混合区中被加入热飞轮，其在提升器和气化器的其他部分中被最终消耗。因为被加入和消耗的能量仅占围绕气化器回路循环的热能的小百分比，所以围绕回路的气化器温度是几乎均一的。来自供给器1600的煤或其他含碳固体可以被加入UMZ 300的上部分中，如图3中的输送式气化器的供给部分实施方案所示。取决于供给物固体的反应性，供给物固体的质量平均直径(MMD)可以在200至500微米的范围内。趋于具有高反应性的低级煤的MMD可以在350微米至500微米的范围内。这样的大供给物大小降低了研磨成本并且还产生了在适合于保持输送式气化器回路中的高固体(灰分)循环速率的尺寸范围内的灰分。
由于所有被供给气化器中的氧气都可以在LMZ中和在UMZ的下部分中被循环固体中的焦炭碳消耗，所以被供给气化器中的煤可以不接触供给气体中的任何氧气。对于大多数的化学应用，煤被CO2或氮气传递至气化器。由于新鲜的煤不与氧气接触，所以可以避免局部热点并且可以消除熔块形成的可能性。对于用于一体化气化联合循环(IGCC)应用的气化器的由空气吹动的操作来说，使用空气传递煤可能是有利的。用于这样的传递的空气的量小于在这样的应用中被注入气化器中的总空气的约15%。气化器回路中高固体循环速率以及煤在UMZ 300的上部分中的不同高度的注入可以迅速地将氧气分散在传递空气中， 并且在气化器中形成任何热点的可能性被最小化。由于输送式气化器的实施方案 中的高固体循环速率，所以煤颗粒在气化器的提升器400的下部分中以高速率(例如，以约50，000° F/秒的速率)被加热。这样的高加热速率导致供给物的大部分作为挥发物质产生，并且在提升器中发生挥发物质的热裂化中的许多以及气化反应。提升器中的向有用的气态产物的碳转化在通过提升器的第一通过时可以在65-80%的范围内。未反应的焦炭碳可以被旋风分离器系统收集并且返回至混合区，以与被供给混合区的下部分中的氧化剂反应。由混合区中的部分氧化或完全氧化释放的热将气化器保持在期望的温度。围绕气化器回路循环的惰性固体的密度在提升器中可以在15至201bs/cu ft的范围内。在本公开内容的实施方案中的提升器中的固体的质量平均直径可以在75微米至100微米的范围内，该固体的这样高的密度提供大量的表面积， 并且对于从煤到期望的CO和氢的合成气组分裂化小的有机分子和其他除去挥发物的产物 (devolatalized product)来说是有效的。对于高度反应性的燃料例如低级煤来说，输送式气化器的配置可以具有与LMZ、 UMZ和提升器相同或相似的内径。对于较低反应性的燃料来说，LMZ内径比气化器的上部分大。因为LMZ将处理更多的来自较低反应性的燃料的焦炭碳，所以LMZ的功能性变化为优化部分氧化和蒸汽气化反应。未反应的焦炭碳和循环惰性固体沿提升器400移动至顶部并且通过连接提升器 400与倾斜转换接头550的专门设计的弯头450离开提升器400。弯头的例子在图4中图示。弯头450的结构和设计最小化压力降并且避免倾斜转换接头550和弯头450的腐蚀。 构成输送式气化器中的高质量循环固体的固体颗粒可以被连续地从在气化器中由进料煤得到的灰分产生。它们可以具有不规则形状并且是磨蚀性的。如果弯头不被小心地设计， 那么即使抗腐蚀的耐火材料也将持续其意图的寿命的仅小部分。固体和气体流以15至 35ft/s速度进入弯头450。如果使用基于其他限制的技术上可行的长半径弯头450，那么循环固体流撞击并且趋于腐蚀弯头的上部分。如果使用T形或十字形弯头，那么弯头的上部分和下部分都趋于腐蚀。在输送式气化器的一个实施方案中使用的图4的实施方案中， 循环流的小部分进入弯头的延伸部分。这种流在弯头的延伸部分中围绕循环，并且进入倾斜转换接头550，推动进入倾斜转换接头550的主要循环流远离转换接头550的上部分。 这些行为导致主要循环流被朝向转换接头550的下部分引导，并且接触点被称为第一触底 (touch-down) 0这样的接触(例如第二触底等等)可能发生在被不适当地设计的系统中。 在一个实施方案中，弯头450的延伸部分与倾斜转换接头550 —起被设计为减少或消除转换接头550耐火材料的上部分的腐蚀以及触底的影响。通过弯头450离开提升器400的固体和气体混合物进入第一级旋风分离器，即预盐化器旋风分离器500。如图4所示，连接提升器弯头450和预盐化器旋风分离器550的转换接头550是向下倾斜的。倾斜角<a>可以在约15度至60度的范围内，取决于在气化器回路中循环的固体的特征。倾斜将使固体在转换接头550中与气体分离，并且盐析出固体(salting-outsolid)的块体将沿转换接头的底部流动并且直接进入预盐化器旋风分离器500的筒，而没有沿壁的很多的旋转；固体的这种行为与专利7，771，585中所描述的其他构思共同地可以降低旋风分离器壁的腐蚀的可能性，7，771，585在此以其整体以引用方式并入本文。构思预盐化器旋风分离器的目的是为了对于循环加压流化床气化器性能来说关键的高固体循环速率和质量通量。图4中的预盐化器旋风分离器可以在没有涡流探测器以及没有顶板的情况下被实施。这些构思减少或消除在工业的高压、高温旋风分离器设计、操作和长期运行中遇到的很多可靠性问题。然后，被预盐化器旋风分离器500收集的固体可以流入料封管900中，如图5所示，图5示出了用于旋风分离器系统的子回路，包括预盐化器旋风分离器、料封管900和在预盐化器旋风分离器500和立管旋风分离器600之间的转换接头。料封管包括在一端上将预盐化器旋风分离器的圆锥连接于水平支管部分930的下导管(dOwncOmer)910、竖直料封管提升器部分920和连接料封管提升器与气化器立管710的倾斜部分940。水平支管部分 930的长度可以是水平支管的内径的约2-10倍，并且取决于气化器回路中的固体循环速率和特征。固体通过短竖直支管(料封管提升器920)离开水平支管并且向上流动；料封管提升器的高度将取决于料封管回路中的其他部分的设计。在输送式气化器的一个实施方案中，料封管提升器920的高度将使得料封管下导管910中的固体水平可以小于下导管直径的约4-10倍。在某些实施方案中，预盐化器旋风分离器入口 510和立管旋风分离器入口 590之间的压力差可以与510和向着立管的料封管出口 990之间的压力差几乎相同。料封管下导管中的额外的流动阻力(flow resistance)以下导管中的固体水平915的形式得到反映。流动阻力越高，下导管中的固体水平就越高。可以使用对料封管提升器高度的设计来调整料封管中的流动阻力以及下导管中的固体水平。
料封管900的一个目的可以是实质上确保工艺气体从预盐化器旋风分离器向上流动至立管旋风分离器入口。这使用料封管中的固体的流动柱来实现，流动柱防止工艺气体流至立管的短路。正常地，通过料封管的固体流由下导管中的固体的柱驱动。在本公开内容的实施方案中，固体流由预盐化器旋风分离器和立管之间的压力差以及下导管中的固体的柱二者驱动。由于这种压力差和/或固体的柱，所以通过在下导管中具有最小固体水平的料封管以及以对固体曝气的最低要求可以实现较高的固体通量。对于需要高固体循环速率例如在气化的情况中的循环固体回路来说，本公开内容的实施方案导致对于大规模工业气化器来说可行的紧凑的料封管设计。此外，下导管中的固体水平915还可以通过从510 通过转换接头弯头520向立管旋风分离器入口 590的流动路径的阻力来调整。可能期望的是，增加回路的这部分中的流动阻力，使得料封管下导管中的固体水平可以进一步被最小化，以减少通气速率并且最大化料封管中的固体通量。为了确保气化器回路中的高固体循环速率，可能期望的是，固体顺畅地流动通过料封管。这可以通过向料封管中注入最少量的再循环气体来实现。再循环气体特征可以与气化器中生产的合成气几乎相同，但是再循环气体已经经受冷却、净化和再压缩。在本实施方案中，向着料封管的曝气气体980被分成三个支流。向着料封管下导管910的曝气流大体上向下倾斜，并且表观速度(superficial velocity)在料封管下导管的横截面区域中在 0. 03-0. lft/s 之间。向着水平部分930的曝气气体950可以通过具有如图6所示的设计的喷嘴1100 来实现。输送式气化器的这部分包括两个支管并且被称为狗腿式喷嘴(dog-le g nozzle)。 气体供给支管1120与排放/净化支管1130形成实质上的直角。这种类型的曝气喷嘴实施方案可以用于耐火材料衬里管，如果使用了现有技术的直喷嘴的话，所述耐火材料衬里管可以具有通常大于20的长度与直径(L/D)比。这样的高L/D比导致对于操作来说有害的喷嘴堵塞。如图6所示，由于循环流化床气化器的典型的高压、高温和腐蚀性的环境，所以管通常具有两层耐火材料。内层1140通过流动通道1110与循环固体接触，并且包含抗腐蚀的耐火材料。外层1150与管的壳1160接触并且包含隔离耐火材料，以确保壳金属温度低于300° F。内通道壁1115和在净化支管1130和气体供给支管1120之间的互连点之间的距离可以在喷嘴的内径的约4-8倍的范围内。因为本实施方案的L/D比，所以即使喷嘴被固体填充，来自气体供给支管1120的曝气气体也可以将固体从喷嘴推出并且推入流动通道中。本实施方案在其中曝气气体和气化剂流动方向是向上的输送式气化器喷嘴中得到成功的使用。在停机或关闭之后保持喷嘴清洁可以帮助确保曝气气体流动以流化固体并且保持通过料封管的高固体流。基于水平支管的横截面积以及气化器操作压力和温度，向着料封管的水平支管的通气速率可以在约0. 03-0. lft/s之间。曝气气体950的另一个支流被供给料封管提升器。在正常的情况下，向料封管提升器的曝气不是必需的。唯一一次可能需要曝气气体的情况是当固体通量高于约4501b/ft2s时。在本输送式气化器的发明中提出的料封管的对于由差压和下导管固体柱二者驱动的固体流的正常容量在约200-5001b/ ft2s的范围内。具有被极大减少了的颗粒承载的气体从预盐化器旋风分离器500的顶部离开并且进入位于立管700的顶部的另一个旋风分离器。图7给出了输送式气化器的立管旋风分离器600的略图。在本非限制性的实施方案中，立管旋风分离器600不具有圆锥并且具有与立管相同的直径，这简化了设计和构造。其简单地具有向着立管的切向入口。由于立管旋风分离器600入口接收气体流中的低浓度的精细颗粒，所以该旋风分离器具有涡流探测器，以确保高捕获效率。在输送式气化器的高压(高至约IOOOpsig)和高温(高至约2000° F)环境中，支持涡流探测器的现有技术设计是不足的。如图7所示，本公开内容的实施方案在该气化环境中令人满意地操作。涡流探测器管在内部和外部二者上具有耐火材料的薄层，以保护不受腐蚀。用于涡流探测器的支持物被嵌入隔热耐火材料内部，而隔热耐火材料则用膨胀环 (expansionloop)附接于壳。支持物地点和膨胀环处的相对低的温度确保支持物经受由热膨胀导致的最小的额外的应力。组合的两个旋风分离器的收集效率可以超过99. 999%。这样的高收集效率有利于气化器中的高碳转化，因为通过旋风分离器系统的焦炭碳的损失被最小化。美国专利第 7，771，585号提出的预盐化器旋风分离器构思与本公开内容的实施方案共同地帮助在苛刻的气化环境中达到高收集效率，同时保护旋风分离器耐火材料不受腐蚀并且减少在使用现有技术旋风分离器时固有的严重故障。
某些应用，例如发电，以及其他应用可能需要对从冷却来自气化器的热合成气的期望的蒸汽发生速率的精确控制以及确保设计功率输出被保持。然而，有许多设计的不确定性以及设备的老化可以使实际的蒸汽发生速率与设计速率不同。期望的特征中的一个， 并且也是有效的可行方法，是调节气化器出口温度以实现对蒸汽发生速率的精确控制。整个气化器回路的操作温度可以被改变的程度以及为实现和保持期望的气化器出口温度所作的变化的速度是受限制的。如图8所示，输送式气化器出口温度可以通过向预盐化器旋风分离器500或立管旋风分离器600出口注入小部分的氧化剂1500来容易地调节，在所述出口处，固体浓度低并且固体中的碳浓度相对高。氧化剂1500的被注入的部分小于进入气化器的总氧化剂的约5%。在输送式气化器的本实施方案中，氧化剂注入还略微提高了气化器回路中的碳 转化，并且减少了合成气中的任何芳香烃成分。对于气化器回路中的固体循环的倾向性(propensity)取决于立管中的固体的静压头。立管中的固体可能需要处在流化状态。这通过由在立管中向下流动的固体夹带的气体以及通过以在立管中通过喷嘴和分布器的再循环气体流化二者来实现。在煤处理中， 循环固体是来自煤自身的灰分，并且固体的质量平均直径的范围可以在约75微米至100微米，取决于灰分特征以及旋风分离器作用效率。当该尺寸范围内的固体通过料封管从预盐化器旋风分离器向立管流动，在该尺寸范围内的固体自然地夹带一定量的气体。此外，如图 9的实施方案所示的在大直径立管的底部有利地围绕立管和曝气网格定位的喷嘴提供足够的流化和静压头，以保持围绕气化器回路的高固体循环速率。曝气气体1700流动通过通常位于非机械阀800下方约六至十八英寸的分布网格。立管中的固体水平通过从料封管提升器的底部移除较粗的灰分以及在输送式气化器的下游移除较精细的灰分而被保持为实质上恒定的。非机械阀800将立管连接于混合区，如图10所示。非机械阀的一个目的是减少或防止气体从混合区向立管中的逆向流动。已经在实际中使用的典型的非机械阀被称为J形支管、L形支管和Y形支管。对于J形支管和Y形支管二者来说，倾斜角根据固体的循环床的特征变化。如果煤处理量很低，那么气化器尺寸小并且提升器和立管之间的中心线距离相对小。在这些条件下，J形支管是优选的配置。当提升器和立管之间的中心线距离增加时， 那么为克服J形支管阻力所必需的立管静液压也增加。这使气化器的高度的增加以及结构高度和因此导致的资金成本的相应增加成为必然。对于需要较大处理量的输送式气化器来说，如图10所示的并且被称为L+J形支管的新的配置提供了潜在的优势。在图示的实施方案中的短L部分将作为减少或防止气体的逆向流动的非机械阀。倾斜的J部分将成为混合区/提升器的一部分，以此方式使得氧化剂1500和蒸汽混合物可以被引入J部分中并且焦炭燃烧反应可以被初始化。以这种方式，由于非机械阀阻力导致的静压头损失被显著地减少，并且因此使减少立管的高度成为可行的。此外，在本实施方案中，气化器的在其中燃烧和气化反应以与在混合区和提升器中的燃烧和气化反应相似地进行的额外的容积(L+J支管的J部分)成为可行的。这减少了气化器的提升器部分的高度。总体上，图示的L+J实施方案可以减少气化器的高度，这对大规模工业气化器设计可能是有益的。
实施例以下描述图1图示的输送式气化器的被构造和广泛地测试的工程规模测试单元的一个非限制性的实施例。本实施例中的描述、范围或其他信息中的任何一个都不应当被认为限制了上文的公开内容的范围。测试单元气化器具有在3，OOO至6，OOOlbs/hr之间的标称煤供给速率，并且使用空气和氧气二者作为氧化剂以与循环固体中的焦炭碳反应以提供用于气化反应的热。在使用煤在工程规模单元中测试之前，首先在具有相似的配置的大冷流测试单元中测试输送式气化器的各种实施方案。测试了很多不同的低级煤。启动固体清单包括从以前的测试运行从气化器排放的粗灰分。在测试设施的固体流中的材料有时包括具有100-120微米的平均粒度的砂。在两天的时间内，逐渐地用从进料煤产生的灰分代替砂。煤灰的粒度略微地取决于煤性质并且几乎独立于在所测试的范围内的进料粒度。表 I示出了对于两种不同的进料的循环固体的典型的粒度。中位数质量直径对于在输送式气化器测试的次烟煤来说是约100微米并且对于所测试的褐煤来说80微米。由于数据是通过在不同的测试条件下操作气化器收集的，所以提升器中的固体通量在75-3501b/ft2s的范围内变化。提升器中的堆积密度从5至151b/ft3变化，这比其他循环流化床提升器高很多。因为提升器中的高堆积密度，所以遍及整个提升器的温度是几乎均一的。提升器中的所测试的表观气速在160-250psig的范围内的操作压力下在20-35ft/s的范围内。 表 I循环固体中的粒度
权利要求
1.一种输送式气化器回路，包括下混合区，其耦合于下气体入口部分，所述下混合区被配置为经过所述气体入口部分接收至少一种气化剂；上混合区，其耦合于所述下混合区，所述上混合区包括被配置为接收循环固体的混合物以及所述至少一种气化剂的上气体入口部分，所述上混合区还耦合于固体供给器；提升器，其耦合于所述上混合区，所述提升器被配置为从所述上混合区接收所述循环固体的混合物、所述气化剂以及气态产物，所述提升器还包括将所述提升器耦合于倾斜转换接头的弯头，其中，所述气态产物来自于所述循环固体的混合物和所述至少一种气化剂之间的反应；预盐化器旋风分离器，其耦合于所述倾斜转换接头，所述预盐化器旋风分离器被配置为从所述气态产物分离固体颗粒；料封管，其耦合于所述预盐化器旋风分离器的下部分，所述料封管被配置为从所述预盐化器旋风分离器接收固体；立管旋风分离器，其耦合于所述预盐化器旋风分离器的输出，所述立管旋风分离器被配置为从所述气态产物分离较细的颗粒；以及立管，其耦合于所述料封管、所述立管旋风分离器以及所述预盐化器旋风分离器，所述立管被配置为通过所述料封管从所述预盐化器旋风分离器接收固体颗粒以及从所述立管旋风分离器接收所述较细的颗粒，所述立管还被配置为向所述下混合区和所述上混合区中的至少一个再循环所述循环固体的混合物。
2.根据权利要求1所述的输送式气化器回路，还包括曝气分布组件，其耦合于所述立管并且被配置为有利于所述循环固体的混合物从所述立管向非机械阀的再循环，其中，所述曝气分布组件位于所述固体出口下方约六英寸至十八英寸。
3.根据权利要求1所述的输送式气化器回路，还包括非机械阀，其被配置为将所述立管耦合于下混合区和所述上混合区，所述非机械阀还被配置为减少气态材料进入所述立管的逆向流。
4.根据权利要求1所述的输送式气化器回路，还包括氧化剂入口，其耦合于所述预盐化器旋风分离器和所述立管旋风分离器中的至少一个的出口，所述氧化剂入口被配置为接收氧化剂。
5.根据权利要求1所述的输送式气化器回路，其中，所述下气体入口还包括喷射喉管，其耦合于U形耐火材料衬里管，所述U形耐火材料衬里管还耦合于所述下混合区的入口。
6.根据权利要求5所述的输送式气化器回路，其中，所述U形耐火材料衬里管的水平部分的长度为所述U形耐火材料衬里管的内径的约四至八倍。
7.根据权利要求1所述的输送式气化器回路，其中，所述下混合区具有至少等于所述上混合区和所述提升器中的至少一个的直径。
8.根据权利要求1所述的输送式气化器回路，其中，所述固体入口还包括多个喷嘴，其被配置为注入含碳材料，所述喷嘴被定向为相对于水平基准线成约十五至七十五度的向下角度。
9.根据权利要求1所述的输送式气化器回路，其中，所述上气体入口还包括多个喷嘴，其被配置为向所述上混合区中注入所述气化剂，其中，所述气化剂的分布产生实质上均勻的热释放。
10.根据权利要求1所述的输送式气化器回路，其中，所述上气体入口还包括多个喷嘴，其被配置为具有向上进入所述气化器中的气体流动方向，所述喷嘴具有在第一端连接于气体源的向下喷嘴以及在第二端形成T形接头的进入所述气化器的向上流喷嘴；其中，所述T形接头和进入所述气化器中的喷嘴出口之间的距离是所述向上喷嘴的内径的约四至八倍。
11.根据权利要求1所述的输送式气化器回路，其中，所述料封管还包括料封管提升器，其具有约十二英寸至三十六英寸的高度。
12.根据权利要求1所述的输送式气化器回路，其中，所述料封管还包括下导管，其耦合于所述预盐化器旋风分离器的输出以及所述料封管的输入，所述下导管被配置为从所述预盐化器旋风分离器接收固体，所述下导管还被配置为保持最小的固体水平。
13.根据权利要求1所述的输送式气化器回路，其中，所述立管旋风分离器还包括由附接于所述立管的外部壳的膨胀回路支持的涡流探测器。
14.根据权利要求1所述的输送式气化器回路，其中，所述非机械阀还包括短L形支管以及长J形支管，所述短L形支管被配置为提供抵抗气体的逆向流的固体密封。
15.一种使用输送式气化器回路的方法，所述输送式气化器回路包括下混合区，其耦合于下气体入口部分，所述下混合区被配置为经过所述气体入口部分接收至少一种气化剂；上混合区，其耦合于所述下混合区，所述上混合区包括被配置为接收循环固体的混合物以及所述至少一种气化剂的上气体入口部分，所述上混合区还耦合于固体供给器；提升器， 其耦合于所述上混合区，所述提升器被配置为从所述上混合区接收所述循环固体的混合物、所述气化剂以及气态产物，所述提升器还包括将所述提升器耦合于倾斜转换接头的弯头，其中，所述气态产物来自于所述循环固体的混合物和所述至少一种气化剂之间的反应； 预盐化器旋风分离器，其耦合于所述倾斜转换接头，所述预盐化器旋风分离器被配置为从所述气态产物分离固体颗粒；料封管，其耦合于所述预盐化器旋风分离器的下部分，所述料封管被配置为从所述预盐化器旋风分离器接收固体；立管旋风分离器，其耦合于所述预盐化器旋风分离器的输出，所述立管旋风分离器被配置为从所述气态产物分离较细的颗粒； 以及立管，其耦合于所述料封管、所述立管旋风分离器以及所述预盐化器旋风分离器，所述立管被配置为通过所述料封管从所述预盐化器旋风分离器接收固体颗粒以及从所述立管旋风分离器接收所述较细的颗粒，所述立管还被配置为向所述下混合区和所述上混合区中的至少一个再循环所述循环固体的混合物，所述方法包括以下步骤通过控制经过所述固体供给器输入的固体的粒度以及粗灰分从所述输送式气化器回路的排出来控制进入所述立管的固体水平和流率。
16.根据权利要求15所述的方法，还包括步骤通过循环所述固体来保持所述输送式气化器回路中的实质上均一的温度。
17.根据权利要求16所述的方法，其中，所述固体以约一百至四百磅每平方英尺每秒的速率被循环。
18.根据权利要求15所述的方法，还包括步骤在所述上混合区和所述下混合区之间均勻地分布所述气化剂。
19.根据权利要求15所述的方法，还包括步骤通过喷射分布器以约五十至三百ft/s 的喉管速度向所述下混合区中供给所述气化剂。
20.根据权利要求15所述的方法，还包括步骤通过在所述预盐化器旋风分离器和所述立管旋风分离器中的至少一个的出口处注入氧化剂来调节气化器出口温度。
全文摘要
本发明涉及循环流化床输送式气化器和反应器的装置、部件和操作方法。本发明提出的改进提供在被称为“输送式气化器”的加压循环流化床反应器类中气化低级煤的可靠装置和方法。实施方案克服了现有气化器的很多可操作性和可靠性问题。系统和方法解决了以下有关问题在不使用内部零件的情况下分布气化剂、管理热释放以避免任何结块和熔渣生成、抵抗由高固体颗粒循环速率导致的高度腐蚀性环境的弯头的具体设计、抵抗高温气化环境的立管旋风分离器的设计、可处理大质量固体通量的料封管的紧凑设计、消除了堵塞的喷嘴的设计、大直径立管的均一曝气、在旋风分离器出口有效地调节气化器出口温度的氧化剂注入以及用改进的非机械阀减少气化器的总高度。
文档编号C10J3/84GK102154030SQ20101061491
公开日2011年8月17日 申请日期2010年12月21日 优先权日2009年12月21日
发明者国海·刘, 彭万旺, 潘纳拉尔·维玛尔昌德 申请人:南方服务有限公司