高灰分、高灰熔点烟煤的气化 |
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| 申请号 | CN201380003768.8 | 申请日 | 2013-07-08 | 公开(公告)号 | CN104583377B | 公开(公告)日 | 2017-08-29 |
| 申请人 | 南方公司; | 发明人 | 刘国海; 帕纳拉尔·维摩乾德; 彭万旺; | ||||
| 摘要 | 本 发明 涉及具有高灰熔点的高灰分烟 煤 的 气化 。 烟煤 的灰分含量范围可以是15至45wt％且灰熔点范围为1150℃至1500℃以及超过1500℃。在优选的实施方式中，此类煤以两段式气化工艺进行处理——在循环 流化床 输送式气化炉中于相对较低 温度 下的初级气化步骤，以及随后在相对较高温度下的剩余 焦炭 和少量焦油的部分 氧 化步骤。处理此类煤的系统还包括借助于中间介质有效冷却高温 合成气 且合成气不与 传热 表面直接 接触 的内循环流化床。 | ||||||
| 权利要求 | 1.高灰分、高灰熔点烟煤的气化系统，包括： |
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| 说明书全文 | 高灰分、高灰熔点烟煤的气化[0001] 相关申请的交叉引用 [0002] 本申请主张享有于2012年7月9日提交的美国临时申请No.61/669,451的权益，前述申请的全部内容和实质通过引用结合于本申请中。 [0005] 发明背景 [0006] 1.发明领域 [0007] 本发明涉及一种具有高灰熔点的高灰分烟煤的气化。现有流化床气化炉不适合经济地处理这类煤，因为这类煤活性较低导致较低的碳转化率和生成不良成分，如焦油。如果这类煤在排渣气流床气化炉中气化，于更高的温度下处理以提高碳转化率，与炉渣相关的大量能量损失，包含大量的添加剂以降低灰熔点是必不可少的，这使得工艺在经济上不可行。在本发明中，此类煤以两段式气化过程进行处理——主气化步骤后随之进行残余碳以及少量焦油的高温部分氧化步骤。此过程进一步有益于包含内部循环流化床有效地冷却高温合成气。 [0008] 2.背景和相关技术 [0009] 煤气化领域的技术人员知道，一些烟煤并不适合经济地或实际上在现有的商业气化炉中使用。通过ASTM D-1857测量的这些烟煤的初始灰分变形温度远高于1500℃。它使得煤灰在气化过程中，气化炉依靠残渣非常难以熔化煤灰，如传统的GE、壳牌和E-Gas气化炉。对于这些以及其它类似的气化炉，气化高灰熔点的煤，即使添加了助熔剂，气化炉的操作温度也太高，而此类操作会缩短气化炉的炉衬寿命。另外，高灰分烟煤在煤中可包含最多约 45wt％(重量百分比)的灰分。即使添加，例如，约20wt％的助熔剂以降低煤的灰熔点，熔化大量灰分的能量损失简直太高了，并导致低效以及不稳定的气化过程。进一步地，由于混合灰分和助熔剂的大量渣滓气流，操作这些气化炉将十分困难。许多现有的气化技术中已经不适合高灰分、高灰熔点烟煤的气化。 [0010] 由于烟煤具有与气化剂非常低的反应活性，在传统流化床气化炉中气化这些煤也是困难的。在流化床中反应活性低的根本原因在于由于形成熔块的倾向，操作温度受到限制。一旦熔块形成，气化炉失去流动化和功能化的能力。尽管灰熔点较高，由于在流化床中，燃烧的煤颗粒的表面温度比实际测得的主体温度更高，气化炉将在低于灰熔点几百摄氏度下形成熔块。此外，由于流化床中某些部分的热点倾向于熔化煤灰颗粒的表面，使得流化床气化炉中的温度很难均衡，导致结块以及最终熔块的形成。因此，尽管煤的灰熔点大大超过约1500℃，但是能在约1100℃上操作却不结垢的流化床气化炉是非常罕见的。由于操作温度的限制，在流化床工艺中，碳转化率一般低于约90％。为了经济可行，剩余的碳必须在燃烧器(使用燃烧装置中的所有相关设备)中燃烧，从而增加了资金以及气化工艺的操作和维护成本。因此，现有的流化床气化炉并不能经济地处理烟煤。另外，烟煤在流化床中的气化在合成气中会产生少量的焦油，而这是难以除去的并且使得合成气的处理变得昂贵。如果不处理合成气中的焦油，下游设备，如合成气冷却器和杂质过滤器容易变脏，导致可靠运行的隐患。 [0011] 在移动床气化炉中进行这些类型烟煤的气化是非常困难的。许多烟煤有一些粘结的趋势且移动床气化炉难以处理粘结煤。由于涉及到操作温度的限制，碳转化率甚至比流化床气化炉更低。此外，移动床气化炉会产生大量的焦油以及酚水，需要昂贵的处理工艺才能满足当今环境法规的要求。 [0012] 两段式气化是已知的。美国专利号为No.5,139,535公开了开发了固定床或移动床两段式气化炉以产生两股不同的合成气气流。一股气流包括焦油和干馏煤气以及从煤气化产生的其它合成气产物。由于低容量、合成气产物的低转化率以及高废水产量，两段式移动床气化炉已经淘汰。 [0013] 两段式流化床气化系统有多种。其中一种是利用具有燃烧器以及气化炉的两段式-容器布置。来自燃烧器的烟道气与气化炉和燃烧器间的热固体循环一起被送入到气化炉中以提供吸热气化反应的热量。美国专利号为No.4,386,940公开了这些类型中的一种。然而，气化领域的技术人员明白，问题不在于如何给气化炉提供热量，而是如何将足够多的碳和煤足够转化成理想的合成气成分——氧化碳和氢气。在此类两段式系统中，在高达约 1100℃的正常操作温度范围内，转化成一氧化碳和氢气的转化率非常低且合成气中始终存在不需要的组分，如焦油。因此，燃烧和气化存在于两种独立的容器中，然而将烟道气送至气化炉，实质上与使用具有燃烧器和气化区域的单一气化炉没有什么不同。 [0014] 美国专利公开号No.2013-0056685公开了使用两段式气化炉以实现高的碳转化。第一段气化炉或热解器在约500-700℃下操作，第二段在1400-1500℃下操作。第二段气化炉产生的灰分熔化，并以熔渣排出。这个设想类似于美国专利号为No.6,455,011中公开的在两段式气化炉系统中气化废料的方法。其中，第一段气化炉是一流动床气化炉，第二段为一涡流或旋流气化炉，且灰分熔化并以熔渣排出。然而，这些方法在处理高灰分、高灰熔点烟煤时与气流床气化炉一样具有难度且不经济。 [0015] 美国专利号No.8,444,724公开了另一种两段式气流床排渣气化炉。由于此类型的气化炉需要熔化并排出灰分和助熔剂，它不能可行地用于此类具有高灰分和高灰熔点的煤。 [0016] 因此，显然目前的煤气化技术不能经济地处理具有高灰分和高灰熔点的煤。除了巧妙地气化此类煤，工艺的布局以及下游设备的设计在精巧地产生高产率的用于最终使用的化学合成或发电的几乎无粉尘的合成气中起到了重要作用。 [0017] 本发明的目的在于提供用于操作能气化高灰分、高灰熔点烟煤且碳转化率超过约90％，甚至高于98％的工艺、合适的装置以及操作该系列装置的方法，同时为最终使用的化学品或发电的进一步下游处理提供了几乎无焦油的合成气。 [0018] 发明简述 [0019] 以优选的方式，简单描述了本发明系统包括气化灰分含量高于15wt％且灰分的初始变形温度高于约1500℃烟煤的装置及方法。所述系统包括在相对较低的温度约900℃至约1100℃下运行、具有氧化剂的循环流化床输送式气化炉，所述氧化剂取决于最终使用的合成气而含有约30％至约100％的氧气。一级输送式气化炉提升管的气体空塔速度范围为约12至约50英尺/秒(ft/s)，且一级气化炉出口处的操作压力范围为约30psia至约1000psia，这也取决于气化产物流的最终用途。这作为初级气化炉，将约90wt％的碳转换成各种合成气组分，包括少量重有机组分，其中包括，焦炭和焦油。来自于流化床处理低活性烟煤产生的焦油占合成气中所有碳的百分比范围可在约3wt％至约10wt％。 [0020] 然后，来自于气化炉的残余焦炭和焦油热裂解并在工作温度为较高的约1100℃至约1400℃的高温流化床部分氧化器中转化成有用的合成气组分。二级流化床部分氧化器的工作温度取决于进入到一级输送式气化炉中烟煤的初始灰分变形温度。二级气化炉的气体空塔速度范围为约3ft/s至约6ft/s。 [0021] 本发明的两步处理可实现将超过约98％的总碳转化成有用合成气组分，如果不能避免熔块或结块的形成，有益的限制可以延长衬里和输送式气化炉(归因于相对较低的温度)和部分氧化器(归因于焦炭和焦油的低含量)的其它内部构件的寿命。 [0022] 来自于二级部分氧化器的高温合成气在内部循环流化床中由惰性介质冷却，所述惰性介质将合成气的热量传递给传热表面。合成气优选不直接接触传热表面，如果不能消除的话，关于腐蚀、侵蚀以及结垢方面的影响是有限的。合成气冷却器的合成气出口温度范围为约300℃至约500℃。 [0023] 必要时，合成气冷却器下游的旋风分离器捕获未转换的焦炭并循环返回至二级部分氧化器。所述旋风分离器还可降低下游杂质过滤单元的负载。对过滤单元收集到的细粉进行冷却及降压处理，且干净的合成气可应用于所需的化学合成或发电。 [0024] 本发明改变了传统的输送式气化炉和内循环流化床合成气冷却器以处理高灰分、高灰熔点的烟煤。操作每个装置及系统的特定条件及方法将作为一个整体描述如下。 [0025] 在一示例性实施例中，本发明的高灰分、高灰熔点烟煤的气化系统，其包括结合烟煤和氧化剂以产生合成气的气化炉，所述合成气包括至少一种副产物，接收合成气并将至少一部分副产物转换成合成气的部分氧化器，冷却来自于部分氧化器的合成气的合成气冷却器，除去来自于合成气冷却器的合成气中的至少一部分副产物的副产物去除系统，以及将去除系统的至少一部分副产物返回至部分氧化器的去除系统至部分氧化器的返料系统。所述系统还可包括供冷却后的合成气通过的过滤单元。 [0026] 所述气化炉可在约900℃至约1100℃的温度范围下工作以产生含有至少一种副产物的合成气。所述部分氧化器可在约1100℃至约1400℃的温度下运行。 [0027] 所述副产物可包括焦炭。另一种副产物可包括焦油。 [0028] 所述部分氧化器可接收来自于气化炉的含有焦炭和焦油的合成气，并在约1100℃至约1400℃的温度范围下将至少一部分焦炭和焦油转化成额外的合成气。 [0029] 所述副产物去除系统可包括收集至少一部分未反应的焦炭的下游旋风分离器。 [0030] 所述去除系统至部分氧化器的返料系统可将至少一部分合成气冷却器下游的副产物去除系统收集到的焦炭输送至部分氧化器以实现更高的碳利用率。 [0031] 所述合成气冷却器可包括将合成气从部分氧化器工作温度冷却至过滤单元入口处温度的多级合成气冷却器。 [0032] 在另一示例性实施例中，本发明的可气化高灰分、高灰熔点的烟煤处理系统，其包括将烟煤作为进料、伴随着将氧气或空气作为氧化剂并于相对较低的约900℃至约1100℃的温度范围下运行以产生含有一种副产物，如，焦炭和焦油，的气化炉；接受来自于所述气化炉的含有焦炭和少量焦油的合成气并在相对较高的约100℃至约1400℃的温度范围下，将焦炭和焦油转换成额外的合成气的部分氧化器，可将合成气从部分氧化器操作温度冷却至所需的杂质过滤单元操作温度的多级合成气冷却器，用于过程中收集未反应焦炭的合成气冷却器下游以及颗粒过滤器上游的旋风分离器，以及将合成气冷却器下游的旋风分离器收集到的焦炭循环返回至部分氧化器以实现更高碳利用率的焦炭返料回路，其中，细粉经过冷却和降压处理，且干净的合成气可用于所需的化学合成或发电。 [0033] 所述系统可在主要用于发电的空气吹制模式或用于生产化学品或发电的氧气吹制模式下工作。 [0034] 所述系统可在约30psia至约1000psia的压力范围下运行。 [0035] 所述低温气化和高温部分氧化工艺可实现高于约98％的碳转化率并产生几乎无杂质以及无焦油的合成气。 [0036] 所述气化炉可配置为烟煤以切线方向送入密相床并在富氧气化炉下部区以最大限度地减小烟煤结块趋势的循环流化床输送式气化炉。 [0037] 所述部分氧化器可配置为以氧气或富氧作为氧化剂以进一步气化合成气中细粉耐火焦炭和焦油的流化床。 [0038] 所述合成气冷却器可配置为在产生蒸汽以及过热蒸汽的同时将合成气从约1400℃冷却至约300℃至约500℃的内部循环流化床冷却器。由于该配置避免了合成气与传热表面的直接接触，所述冷却器优选将有关传热表面的材料、结垢、腐蚀、侵蚀以及维护问题降至最小。 [0039] 合成气冷却器下游的旋风分离器可配置为在300℃至约500℃下运行，能有效捕获未转化的细粉焦炭并将到下游杂质过滤单元的负载减至最小。 [0040] 在又一示例性实施例中，本发明包括高灰分、高灰熔点烟煤气化系统，其包括结合烟煤流和气化氧化剂流以产生含有第一浓度副产物的气化合成气流的气化炉，其中，所述气化炉可在气化炉操作温度范围、气化炉操作气体空塔范围、以及气化炉出口处气化炉操作压力范围下工作；结合气化炉合成气流和部分氧化器氧化剂流以产生含有低于所述第一浓度的第二浓度副产物的部分氧化合成气流的部分氧化器，其中，所述部分氧化器在部分氧化器操作温度范围、部分氧化器操作气体空塔范围、以及部分氧化器出口处部分氧化器操作压力范围下操作；去除部分氧化器合成气流中至少一部分副产物的副产物去除系统；以及冷却部分氧化器合成气流的合成气冷却器。 [0041] 所述气化系统还可包括将至少一部分副产物从所述去除系统通过副产物流输送至所述部分氧化器的去除系统至部分氧化器返料系统，其中，所述部分氧化器将蒸汽及副产物流与气化炉合成气流及部分氧化器氧化剂流相结合以产生部分氧化器合成气流。 [0042] 所述气化系统还可包括供冷却的所述部分氧化器合成气流穿过的过滤系统。 [0043] 所述系统可实现气化灰分含量高于约15wt％且灰分初始变形温度高于约1500℃的烟煤，并将超过约90％的碳转化成合成气。 [0044] 所述气化炉可以是循环流化床输送式气化炉，且所述部分氧化器可以是流动床部分氧化器。 [0045] 蒸汽可与烟煤流以及氧化剂流结合以产生所述气化炉合成气流。 [0046] 所述气化炉操作温度范围可以是约900℃至约1100℃，所述气化炉操作气体空塔速度范围可以是约12ft/s至约50ft/s，且所述气化炉出口处的气化压力范围为约30psia至约1000psia。 [0047] 所述部分氧化器操作温度范围可以是约1100℃至约1400℃，所述部分氧化器气体空塔速度范围可以是约3ft/s至约6ft/s，所述部分氧化器出口处的部分氧化工作压力范围为低于所述气化炉出口处的气化炉压力范围约5psia至约35psia。 [0048] 气化炉工作温度范围可以是低于灰分初始变形温度至少350℃。 [0049] 副产物可包括焦炭、焦油以及细粉中的一种或多种。 [0050] 在又一示例性实施例中，本发明包括高灰分、高灰熔点烟煤的气化方法，可达到高于约98％碳转化率，所述方法包括将平均尺寸小于约1000微米的烟煤颗粒送入循环流化床输送式气化炉的富氧的、下提升管的密相床环境，在相对较低的约900℃至约1100℃下操作气化炉；将所述合成气中细粉耐火焦炭和焦油从所述气化炉输送至部分氧化器，在相对较高的约1100℃至约1400℃下操作所述部分氧化器以产生额外的合成气；在内部循环流化床冷却器中利用内部循环介质将所述合成气的热量传递给传热表面来冷却合成气，且传热表面不与合成气直接接触；在约300℃至约500℃的低温下操作旋风分离器分离所述合成气中的细粉焦炭和灰分以减小下游杂质过滤单元的负载；必要的话，回收细粉至所述部分氧化器中以实现所需的碳转化率，在杂质过滤单元中过滤杂质产生清洁的合成气流以进行进一步的下游处理，以及对旋风分离器和过滤单元产生的所述杂质进行减压以便于储存和处理。 [0051] 所述循环流化床输送式气化炉可在约12ft/s至约50ft/s的气体空塔速度范围下工作。 [0052] 可随着固体循环速度以及进料煤颗粒尺寸调节气体速度，以在正常工作条件下，最大限度地减小来自于所述气化炉的焦炭和灰分，且未反应的焦炭和灰分随着合成气一起排出气化炉。 [0053] 所述部分氧化器的运行温度可通过基于进入所述氧化器的所述合成气中所述焦炭和焦油的含量调节氧气流以及蒸汽-氧气比来进行控制。 [0055] 附图简述 [0056] 图1示出了根据本发明的一个优选实施例，高灰分、高灰熔点烟煤的处理系统示意图； [0057] 图2示出了根据本发明的一个优选实施例，高灰分、高灰熔点烟煤的处理系统的另一示意图； [0058] 图3示出了根据本发明的一个优选实施例，高灰分、高灰熔点烟煤的处理过程的示意图。 具体实施方式[0059] 为便于理解本发明各实施例的原理和特征，下面对各示例性实施例进行说明。这里虽然详细地说明了本发明的优选实施例，需要理解的是，其它实施方案也可以由此预期设想出。因此，下述描述以及附图示出的组件的构建或设置详情并不是用来限定本发明的范围的。本发明的其它实施方式，能通过各种方式操作或实现。另外，在描述示例性实施例中，为清楚起见，采用了特定的术语。 [0060] 必须指出的是，如在说明书和所附的权利要求书中所使用的，单数形式的“一”“一个”以及“该”均包括复数形式的指示物，除非上下文另有明确规定。例如，涉及到一种组分还包括组合物中的多个成分。涉及一种组合物含有的“一种”成分还适用于其还包括指定成分外的其它成分。 [0061] 此外，在示例性实施例的描述中，为清楚起见，采用了专业术语。其目的是，每一术语均按本领域技术人员所理解的最广泛的含义来考虑，以及以类似操作方式实现相同目的的技术所有技术等同。 [0062] 本文中将范围表达为从“约”或“大约”或“大致”一个特定值和/或到“约”或“大约”或“大致”另一个特定值。当以这样的方式表达范围时，其它示例性实施例包括从一个特定值和/或到另一特定值。 [0063] 类似地，本发明中的“基本上没有”或“几乎没有”的物质，或“基本上纯的”，以及类似的焦炭特征，可包括“至少基本上没有”，或“至少基本上纯的”的物质以及“完全没有”或“完全纯的”的物质。 [0064] 本发明中的“包括”、“含有”或“包含”是指，至少已指定的化合物、成分、粒子或方法步骤存在于本申请中的组合物、制品或方法中，但并不排除其它化合物、材料、粒子或方法步骤的存在，即使其它的化合物、材料、粒子和方法步骤具有与所指定的具有相同的功能。 [0065] 本发明中所使用的术语“流”包括材料从一个位置移动到另一位置的多种方式。例如，一股“煤流”或“氧化剂流”并不必然意味着是一个连续流，或是该流是液体或气体为主的。“煤流”传送到容器是指煤从容器的外部被传送到容器的内部，其中，所述煤可以夹带液体或气体，且所述煤可以是煤颗粒。因此，当某一容器中混合了两股流，再次考虑两种物质在容器中混合，并不必然意味着是容器中混合物质的连续流在容器中混合。通过流的输送可以是不连续、离散的或连续的。 [0066] 还应当理解的是，所提及的一种或多种方法步骤并不排除在这些明确的步骤间的其它附加的方法步骤或中间方法步骤的存在。同样，还应当理解的是，所提及的组合物中的一种或多种组分并不排除这些明确的组分之外的其它组分的存在。 [0067] 本发明所描述的组成各种要素的材料意在说明而非限制。许多与本文中所描述的材料能起到相同或类似功能的合适材料均落入本发明的保护范围之内。此类并未在本发明中描述的材料，包括但不限于，例如：那些在本发明公开之后开发的材料。 [0068] 本发明的目的在于气化灰分含量高于约15wt％且灰熔点基本高于约1500℃的烟煤。本发明的目的还在于气化其它高灰分含量在约25wt％至约45wt％范围，但具有较低的在约1150℃至约1500℃内的灰熔点，以现有的气化炉如排渣气流床气化炉气化并不经济可行的烟煤。 [0069] 参考图1～2，对于高灰分、高灰熔点烟煤，优选的气化系统包括气化炉100，所述气化炉100结合有烟煤流120、气化炉氧化剂流110以及蒸汽，以产生合成气流150，所述合成气流150含有至少一种副产物，如，焦炭和/或焦油。气化炉100在气化炉操作温度范围、气化炉操作气体空塔速度范围、以及在气化炉出口处气化炉操作压力范围内运行。优选地，所述气化炉操作温度范围为约900℃至约1100℃。优选地，所述气化炉操作气体空塔速度范围为约12英尺/秒至约50英尺/秒。优选地，所述在气化炉出口处气化炉操作压力范围为约30psia至约1000psia。 [0070] 部分氧化器200接收合成气流150并将其中副产物的至少一部分转化成合成气流230。部分氧化器将合成气流150与部分氧化剂及蒸汽流210、以及从副产物去除系统250收集的床颗粒(床料)流260相结合。部分氧化器200也促进了蒸汽气化以及其它将部分副产物转化为合成气的气化反应。部分氧化器200在部分氧化器操作温度范围、部分氧化器气体空塔速度范围、以及部分氧化器出口处的部分氧化器压力范围内运行。优选地，所述部分氧化器操作温度范围为约1100℃至约1400℃。优选地，所述部分氧化器气体空塔速度的范围为约3英尺/秒至约6英尺/秒。优选地，部分氧化器出口处的部分氧化器操作压力范围为低于气化炉出口处气化压力范围5psia至约35psia。 [0071] 由于二级部分氧化器200依赖于操作流化床以大量减少焦炭含量从而限制或避免熔块形成，可在一级输送气化炉100中使用第一旋风分离器130，以限制排出的焦炭颗粒大于，例如，约50微米，该焦炭颗粒收集在第一旋风分离器130中并保留在循环床材料中以在气化炉100中的氧化剂富集区进一步反应。 [0072] 副产物去除系统250接收合成气流230，并从合成气流230中去除至少一部分的副产物，所述副产物可包括焦炭和焦油，以及其它物质。在优选实施例中，系统250包括第二旋风分离器250。 [0073] 去除系统至部分氧化器收集床颗粒流260中至少一部分副产物从去除系统250返回至部分氧化器200中。 [0074] 第二旋风分离器250排出的合成气流240主要含有细灰以及未反应的细粉焦炭粉。相对较热的合成气流240将在部分氧化器温度范围内操作然后进入到合成气冷却器300，以冷却来自于第二旋风分离器/部分氧化器200的合成气。所述合成气冷却器300将合成气流 240冷却至合成气冷却器温度范围。优选地，所述合成气冷却器温度范围为约300℃至约500℃，且所述合成气冷却器300在冷却合成气时产生蒸汽以及过热蒸汽。 [0075] 第三旋风分离器350可设置于合成气冷却器300的下游，且由于细灰颗粒穿过合成气冷却器300在较低的温度以及较高的负载下操作，因而能有效收集入口处合成气流330中未反应的焦炭。 [0076] 第三旋风分离器350排出的合成气气流360可进入过滤系统400。优选地，所述过滤系统400可将系统400入口处粉尘浓度降低至系统400出口处的过滤范围，产生几乎无粉尘的合成气气流450供下游终端使用。优选地，所述过滤系统400过滤范围为系统400的合成气出口气流450中细灰浓度为约0.1ppmv至约1ppmv。 [0077] 过滤系统400产生的细粉可收集在细粉接收器500中，并在进一步冷却和减压利用后通过气流550处理，例如，美国专利号为No.8,066,789中公开的连续细灰减压(CFAD)系统510，在此引入并作为参考。从第三旋风分离器350收集到的一部分细粉380可再循环返回到部分氧化器200和/或通过另一CFAD系统510冷却及降压作为气流370并通过气流550。 [0078] 更具体地，气化炉100作为一循环流化床输送气化炉工艺，进料煤颗粒平均大小低于约1000微米，基于烟煤的反应性，大部分颗粒尺寸范围优选约150微米至约300微米。美国专利号为No.7,771,585和专利号为No.2011-0146152公开了输送气化炉的各部分及功能，在此引入并作为参考。气化炉氧化剂流110，例如，优选氧气和/或空气，添加到气化炉中与碳颗粒部分反应以为气化反应提供所需的热量并维持气化炉温度。在一优选实施例中，富氧空气使用来自于设置在气吹式气化车间的、旨在提供起惰化作用的氮气的空气分离单元的混合氧气，提高了经济性。气化炉的操作温度相对较低且其范围为约900℃至约1100℃。气化炉的操作压力范围优选约30psia至约1000psia。 [0079] 为了在输送气化炉中气化烟煤，煤流120被输送到气化炉100下部提升管的锥形区域，从而在进料射流的惯性力及重力作用下，最初煤颗粒将下落并与来自于气化炉底部的氧化剂流110相接触。随着进料煤颗粒开始在氧气氛围下升温，煤的粘结倾向减至最小。此外，煤流120以向下的切向喷嘴进料，并与沿着气化炉炉壁向下流动的固体相互作用。此相互作用增加了气化炉底部的固体循环率并提高了氧化剂以及来自于气化炉底部的蒸汽流的扩散。煤和循环固体颗粒的混合物降低了新鲜煤颗粒的浓度并最大限度地减少了粘结性煤颗粒相互粘结以形成结块的可能。 [0080] 在本发明的另一实施例中，所述煤可输送到流动密封阀式返料机构140的提升管中，其中粘结性煤颗粒可与约100倍于其重量的循环固体混合以减少粘结性煤颗粒形成结块的机会。防止强粘结性煤结块倾向的进一步措施是向煤转化气中加入少量的氧化剂，如氧气。输送到流动密封阀式返料机构140提升管中的氧气将通过循环固体快速扩散使得接近于煤进料点的任何温度上升减至最低。 [0081] 蒸汽可加入到气化炉的锥形或其它区域以部分调节气化炉的温度并与煤颗粒反应以产生合成气。气化炉的温度也可通过循环来自于竖管的固体颗粒调节。气体速率可随着固体循环速率以及进料煤颗粒尺寸调整以在正常操作条件下最大限度地减少来自于气化炉的灰分或其它副产物的排放。在这种操作下，过量(未反应)的焦炭可携带气化炉排除的合成气返回至并输送至二级部分氧化器200以进行进一步转化。 [0082] 气化炉100在烟煤气化时产生的焦炭本质上为高耐火且在相对较低的一级输送式气化炉操作条件下难以转化为有用的合成气。气化炉100中的气化由于有限的操作条件也产生焦油。二级部分氧化器200，可以是另一种流化床反应器，接收热合成气，该热合成气可能携带有大量细粉耐火焦炭颗粒以及其它大量在合成气冷却至低于约250℃时成为焦油的有机组分。所涉及的这些大量的有机组分，在本发明中有时称为合成气的焦油馏分。一小部分氧化剂(空气、富氧空气或氧气)及蒸汽可通过气流210添加到部分氧化器中以进一步热转化未反应的焦炭和焦油。 [0083] 二级部分氧化器的操作温度相对较高，可达约1100℃至约1400℃的范围，或高至煤灰初始变形温度下约100°F。该部分氧化器的操作压力为低于一级气化炉100约5psia至约35psia。通过调节氧化剂流以及基于入口合成气流中焦炭和焦油含量调节气流210中的蒸汽-氧气比来维持部分氧化器的温度。二级部分氧化器可在湍流流化状态下工作，且空塔气速范围为约3英尺/秒至约6英尺/秒以最大限度地减小部分氧化器的高度并最大限度地提高气体停留时间。 [0084] 由于焦炭颗粒的表面氧化，每个焦炭颗粒具有比流化床气化炉中主体床更高的温度。这可能导致结块以及熔块的形成，即使在气化炉主体温度低于灰分初始变形温度约100℃时。此外，当气化低活性煤时，流化床中焦炭含量相对较高。氧化剂添加到气化炉中将以气化炉的相对较小量快速消耗，可能导致热斑以及熔块的形成。针对这些问题，在本发明的一个优选实施例中，一级输送式气化炉的操作温度为低于初始变形温度多过约400℃，以限制熔块的形成，如果不能完全避免的话。 [0085] 二级部分氧化器的操作温度可高于一级输送式气化炉。二级部分氧化器的操作温度范围优选灰分初始变形温度下约30℃至约50℃，但优选不超过约1400℃。这种高温确保了二级反应中细料焦炭和焦油的实质性转化。 [0086] 所述二级部分氧化器依赖于操作流化床以大量减少焦炭含量从而限制或避免熔块形成。一级输送式气化炉中一级旋风分离器130的设计几乎确保了大于约50微米的焦炭颗粒被收集并保留在循环床料中以在氧化剂富集区进一步反应。煤炭的约10％至约20％生成焦炭被送入到一级输送式气化炉中。仅生成了相对较少一部分的细粉焦碳，且并不通过一级气化炉旋风分离器收集，而是输送到(通过合成气流150)二级部分氧化器中，其中，至少一部分转化成合成气。在二级部分氧化器中未转化的细粉焦碳的相对较小的一部分通过气流240与所述合成气一同从二级部分氧化器排出。这些因素导致最小限度-至-没有焦炭堆积在二级部分氧化器200中，且流化床中的焦炭浓度可小于约0.2wt％。在二级流化床如此低的焦炭浓度下，热焦炭颗粒碰撞形成大颗粒并最终导致熔块的概率非常小。 [0087] 此外，在二级流化床中所有相对较大的范围在约10-500微米内的惰性颗粒，几乎处于相同的主体温度。由于存在的这些惰性颗粒远超过于细粉焦炭(小于约0.2wt％)和焦油，它们将快速淬灭细粉焦炭表面的高温，这归因于其部分氧化。因此，部分氧化器二级流化床可具有最小限度-至-没有热点并可在比气化炉100更高的温度下操作，而不形成熔块或结块。 [0088] 二级流化床中剩余的惰性颗粒留在第二旋风分离器250以收集离开二级流化床部分氧化器的合成气流230中的夹带颗粒。收集到的床颗粒可通过收集床颗粒流260循环返回至二级流化床中。其余的床剩余颗粒可在冷却和减压之后通过流220回收处理。离开第二旋风分离器250的合成气流240中含有大部分细灰以及任何未反应的细粉焦炭灰。热合成气流240可升温至约1400℃然后进入合成气冷却器300。 [0089] 合成气冷却器300包括多级内循环流化床(ICFB)冷却器以气化高灰分、高灰熔点烟煤。美国专利号为No.2004-0100902公开的多级ICFB冷却器，在此引入并作为参考。ICFB冷却器300将合成气冷却至优选的约300℃至约500℃的温度范围内以产生蒸汽并在冷却合成气时使蒸汽过热。在ICFB冷却器中，合成气可利用惰性循环介质310将热量从合成气传递至传热表面323最好是传热表面不与合成气直接接触来进行冷却。其结果是，ICFB合成气冷却器在克服结垢、腐蚀、侵蚀以及可维护性方面比传统冷却器要有效得多。 [0090] 由于细灰颗粒穿过ICFB合成气冷却器，合成气冷却器下游的第三旋风分离器350在更低的温度以及更高的负载下运作，能有效收集未反应的焦炭。可通过维持旋风分离器入口处合成气流330中惰性颗粒与未反应焦炭的质量比至少为10来提高旋风分离器的焦炭收集效率。旋风分离器入口处所需的负载可通过适当地选择ICFB冷却器中惰性介质的尺寸分布以及调整冷却器的气体空塔速度来实现。根据需要，一部分收集到的焦炭随着细粉惰性材料可作为流380加入到二级部分氧化器200的底部，以进一步转换焦炭并提高整体碳转化率。此外，冷却器旋风分离器的高收集效率降低了至杂质过滤单元400和下游细灰处理系统500的负载。 [0091] 杂质过滤单元400可包括屏障过滤器以除去至少一部分残留的细颗粒。细杂质通过例如，可维持工艺温度的陶瓷或烧结金属过滤器，进行过滤。烧结过滤器可将单元400入口处的每百万约4,000至约20,000的杂质重量浓度(ppmw)减小至单元出口处的约0.1ppmw至约1ppmw，产生几乎无杂质的合成气450供下游终端使用。细颗粒可收集在细粉收集器500中并在进一步冷却和降压使用后，例如，美国专利号为No.8,066,789中公开的连续细灰减压(CFAD)系统510，在此引入并作为参考，通过流550处理。来自于第三旋风分离器350的细粉还可通过另一CFAD系统510进行冷却和降压，以产生可通过流550处理的流370。 [0092] 如图3所示，气化高灰分、高灰熔点烟煤并达到90％以上碳转化率的优选方法，包括气化1000烟煤流、气化炉氧化剂流和蒸汽的组合，以产生合成气流，所述合成气流包括至少一种副产物，例如，焦炭和/或焦油。进一步的步骤包括部分氧化1100来自于步骤1000的合成气流，并将至少一部分副产物转化成合成气流。部分氧化1100包括将来自于步骤1000的合成气流与部分氧化器氧化剂和蒸汽流、以及来自于副产物去除步骤1200的收集床颗粒流相结合。 [0093] 副产物去除步骤1200包括接受来自于步骤1100的合成气流，并随着来自于合成气流的淘洗惰性床料除去至少一部分副产物，其中所述副产物可包括焦炭和焦油，以及其它物质。 [0094] 从步骤1200出来的合成气流包括大部分细灰以及任何未反应的细粉焦炭杂质。然后相对较热的合成气流进入到合成气冷却步骤1300以冷却来自于步骤1100/1200的合成气。所述合成气冷却步骤1300冷却合成气流。 [0095] 冷却合成气流进入第三旋风分离器以进一步除去(步骤1400)来自于合成气流的细灰和未反应的细碳。相较于第二旋风分离器，由于第三旋风分离器在更低的温度下工作，其效率更高。步骤1400中收集到的一部分细料循环返回至步骤1100中以进一步部分氧化。从第三旋风分离器出来的合成气流可进入到过滤步骤1500。优选地，所述过滤步骤1500可减少杂质浓度以产生几乎无杂质的合成气流。 [0096] 细粉处理步骤1600可在进一步冷却和降压使用后，例如，CFAD系统，实现。 [0097] 上述说明书已阐明了本发明的许多特征及优势，以及详细的结构和功能。在本发明以多种形式公开的同时，显而易见的是，对于本领域技术人员来说，在不脱离本发明的主旨情况下，可做出许多相应的修改、添加以及删除，特别是在形状、尺寸、以及部件的布置方面，因此，本发明及其等同物的范围为所附的权利要求的范围。因此，在本发明的教导下可得出的其它修改或实施均落入本发明权利要求的广度和范围内。 |
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