技术领域
[0001] 本
发明属于
煤气化领域，尤其是涉及一种循环流化床煤气化多级降温除尘工艺及装置。
背景技术
[0002] 煤炭气化是指煤在特定的设备内，在一定
温度及压
力下使煤中有机质与气化剂（如
蒸汽/空气或
氧气等）发生一系列化学反应，将固体煤转化为含有CO、H2、CH4等可燃气体和CO2、N2等非可燃气体的过程。煤气化是煤炭
能源转化的
基础技术，也是煤化工发展中最重要和关键的工艺过程之一，是煤炭清洁利用的重要途径。煤炭气化时，必须具备三个条件，即气化炉、气化剂、热量。
[0003] 原料煤与气化剂在气化炉内进行气化反应，生成粗煤气和炉渣。由于气化通常在800℃以上的高温下进行，粗煤气从气化炉中排出时，温度也高达800℃以上，如果直接送入
净化系统，将损失大量
显热，因此需要回收煤气热量。此外，出气化炉的粗煤气含有一定数量的粉尘，为了满足
燃气轮机和环保排放的要求，需要将粗煤气中的粉尘除去。
[0004] 根据煤气化炉的结构特点和
燃料在气化炉中进行转化时的运动方式可以将煤气化工艺分为三种类型：固定床（移动床）、流化床和气流床。
[0005] 固定床气化炉中通常煤从炉顶部加入，气化剂从炉底部送入。炉中一般分为干燥层、干馏层、还原层和燃烧层，在不同的区域中，各个反应过程所对应的反应区域界面比较明显。传统的常压固定床煤气化炉以空气（或富氧）和
水蒸汽为气化剂，大多以无烟
块煤为原料；加压固定床气化炉在高于
大气压力下进行煤的气化操作，以氧气和水蒸汽为气化剂，以
褐煤、长焰煤或不粘煤为原料。代表性的固定床煤气化技术有Lurgi加压气化、BGL
熔渣气化等。固定床工艺中，Lurgi加压气化采用氧气和水蒸气作为气化剂，气化炉产生的粗煤气首先进行洗涤冷却，再进入废热
锅炉进一步回收粗煤气中的热量。BGL熔渣气化是将Lurgi气化中的固态
排渣改为熔融态排渣，粗煤气热量回收方法与Lurgi工艺类似。
[0006] 流化床气化炉采用粉煤为原料，用气化剂来进行床层的流化。气化炉生成的气固混合物经过旋
风分离器分离后，固体又循环回床层中反应。代表性流化床气化技术有Winkler煤气化、恩德粉煤常压气化、U-gas气化等。流化床工艺中，恩德粉煤常压气化技术是在Winkler气化技术基础上改造形成的气化技术，该技术以富氧空气和蒸汽为气化剂，生成的煤气与未反应的
碳及灰分经旋风分离器分离，之后煤气进入废热锅炉回收热量。U-gas是一种灰熔聚流化床气化技术，以水蒸气和空气为气化剂，气化炉出口煤气经旋风分离器后进入废热锅炉回收热量。
[0007] 气流床气化是一种并流式气化，气化剂与
煤粉或煤浆经
喷嘴进入气化室，煤的
热解、燃烧以及气化反应几乎同时进行，高温保证了煤的完全气化，煤中的矿物质成为熔渣后离开气化炉。代表性的气流床气化技术有GSP、Texaco、Shell以及MHI等。气流床煤气化工艺多采用氧气和蒸汽为气化剂，采用激冷流程回收高温煤气
热能，例如GSP工艺。GSP气化炉上部为反应室，反应室下部连接激冷室，气化原料为水煤浆或干煤粉，气化剂为氧气和蒸汽，气化原料与气化剂从气化室顶部的喷嘴喷射进气化室进行气化反应，生成的高温煤气从气化室底部通道进入激冷室，被激冷水降温除尘。气流床气化工艺中，MHI煤气化技术采用空气为气化剂、采用废锅流程回收高温煤气的热能，空气由燃气燃烧的废气预热。
[0008] 也有部分气流床煤气化工艺可选择性采用废锅流程回收高温煤气热能。例如，Texaco、Shell气流床煤气化工艺。Texaco气化炉排出的高温煤气依次经过
辐射废锅和
对流废锅回收热能，并副产高压蒸汽。Shell气化炉排出的高温煤气经过废热锅炉回收热能，副产高压或中压蒸汽。
[0009] 由现有煤气化技术的分析可知，气化炉出口高温煤气的热量回收主要有两种方法，一种是废锅流程，另一种是激冷流程。废锅流程中，出炉的高温煤气经旋风分离后即直接进入废热锅炉间接换热回收高温煤气的热能，并通过废热锅炉副产蒸汽。激冷流程是在气化炉气化室煤气出口设激冷室，通过激冷水对高温煤气进行降温除尘。
[0010] 废锅流程采用废热锅炉吸收高温煤气的热量并产生
饱和蒸汽，而
现有技术中，主要的气化剂是空气、富氧空气或纯氧，蒸汽只是起辅助作用的气化剂，除了少部分蒸汽可用作气化炉气化剂外，其余蒸汽均外供。因此回收的热量只有少部分可用于提高煤气热值。而只有提高空气、富氧空气或纯氧的温度，才能大幅度提高煤气热值。
[0011] 以空气为气化剂的煤气化技术中，空气多经气化流程中的烟气预热，或通过废锅产生的蒸汽预热，或利用氮气作为中间热载体、从高温煤气中吸热、再预热空气。采用烟气或蒸汽预热空气达到的温度有限；而氮气系统又造价昂贵，成本较高。如果像普通锅炉的
空气预热器那样，直接用高温煤气预热空气，将极大的提高空气温度，进而大幅度提高煤气热值。但出炉煤气为高温燃气，而空气为煤气的助燃气体，一旦空气预热器发生泄露，将很可能发生爆炸。因此，本领域普遍认为利用出炉的高温煤气预热空气的方法是应当避免的，因此，现有的煤气化技术中很少采用高温煤气来预热空气，也就影响了煤气热值的提高。
[0012] 关于煤气除尘技术，现有方法可以分为干法、湿法两类。湿法除尘中，先将出气化炉的高温煤气降温，然后进入旋风分离器进行初级除尘，接着将初步除尘的煤气经过文氏洗涤器进行进一步除尘降温。干法除尘是将高温煤气输入旋风分离器或高温陶瓷
过滤器清除大部分的粉灰。湿法除尘采用水喷淋除尘降温，需要消耗大量的一次水，且洗气水中颗粒物、
氨浓度较高；干法除尘无洗气水产生，但是除尘装置主要是陶瓷材料制成的阻性过滤器，过滤速度低、清灰困难。
发明内容
[0013] 本发明提供了一种煤气化多级降温除尘工艺，尤其是一种循环流化床煤气化多级降温除尘工艺。本发明的方法中，气化炉排出的高温煤气经旋风分离后，不经过废热锅炉即与空气进行换热，然后经
余热锅炉、
热管换热器、热管冷却器回收热量，同时配合多级除尘工序，提高了进入气化炉参与气化反应的空气的温度，充分回收了煤气的热量，提高了煤气热值，达到了良好的降温除尘效果。
[0014] 本发明的工艺为：循环流化床气化炉生成的高温煤气和半焦的混合物经旋风分离器气固分离后，半焦通过旋风分离器底部的返料装置返回到气化炉继续参与反应，炉渣由气化炉底部排出，高温煤气进入列管换热器管程，低温空气进入列管换热器壳程并吸收换热管内煤气传出的热能；升温后的高温空气进入气化炉底部供气化用；其中，壳程空气的压力高于管程煤气的压力，且管程煤气和壳程空气的压力差为15kPa～25kPa，换热后低温煤气的温度比煤气的燃点高50℃～130℃；降温后的低温煤气进入余热锅炉继续降温，同时产生蒸汽，部分蒸汽用作气化剂送至气化炉参与反应；余热锅炉底部带有灰斗，用于收集残炭，并用
循环水对残炭降温；出余热锅炉的煤气经旋风
除尘器预除尘，捕集的粉尘由旋风除尘器底部进入灰仓；旋风除尘后的煤气进入热管换热器与循环水间接换热降温；出热管换热器的煤气进入布袋除尘器捕集余量粉尘，余量粉尘进入灰仓；布袋除尘后的煤气通入热管冷却器与循环水间接换热降温后进入后续工序利用。
[0015] 进一步地，所述气化炉采用风帽布风，
炉膛底部
工作温度为900℃～1000℃，顶部工作温度为850℃～950℃；经旋风分离器气固分离后进入列管换热器管程的高温煤气的温度为850℃～950℃，换热后低温煤气的温度为650℃～730℃；进入列管换热器壳程的低温空气的温度为15℃～50℃，换热后高温空气的温度为580℃～650℃；出余热锅炉的煤气温度为200℃～240℃；出热管换热器的煤气温度被降至160℃～200℃，出热管冷却器的煤气温度被降至30℃～50℃。
[0016] 进一步地，所述空气中氧气的比例为21%～35%。
[0017] 进一步地，所述返料装置为返料器，原料煤加入气化炉，经旋风分离器气固分离后得到的高温循环半焦通过所述返料器直接返回到气化炉参与气化反应。原料煤与所述高温循环半焦混合反应，生成挥发分和半焦；挥发分上升到炉膛上部成为煤气一部分，较粗的颗粒下沉到炉膛底部，与高温空气和蒸汽发生燃烧和气化反应；较细的半焦颗粒上升到炉膛上部，吸收来自底部的热量并与二氧化碳、蒸汽发生气化反应，生成煤气。
[0018] 进一步地，所述返料装置包括旋风分离器底部的返料器、热解炉、热解炉底部的返料器以及连通热解炉与气化炉的连通管，原料煤加入热解炉或旋风分离器底部的返料器的出口管，经旋风分离器气固分离后得到的高温循环半焦通过旋风分离器底部的返料器加入热解炉；原料煤与所述高温循环半焦在热解炉中混合反应，产生热解煤气和热解半焦；热解煤气从热解炉顶部排出并由连通管通入气化炉的稀相区，热解半焦及固体热载体经热解炉底部的返料器进入气化炉参与气化反应。热解半焦及固体热载体与高温空气和蒸汽发生燃烧和气化反应；较细的半焦颗粒上升到炉膛上部，吸收来自底部的热量并与二氧化碳、蒸汽发生气化反应，生成煤气。
[0019] 进一步地，所述气化炉底部排出的炉渣经冷渣机冷却后送至渣仓；冷渣器、余热锅炉灰斗、热管换热器、热管冷却器出口的高温循环水通入
冷却塔冷却，经冷却的循环水再返回冷渣器、余热锅炉灰斗、热管换热器、热管冷却器低温循环水入口循环利用。
[0020] 进一步地，所述余热锅炉采用双锅筒立式布置。
[0021] 进一步地，高温煤气由列管换热器底部进入管程，换热后低温煤气由列管换热器顶部排出管程，低温空气由列管换热器上部和下部进入壳程换热，经过多道折流板折返，高温空气由列管换热器中部排出。
[0022] 进一步地，高温煤气由列管换热器顶部进入管程，换热后低温煤气由列管换热器底部排出管程；低温空气由列管换热器上部和下部进入壳程换热，经过多道折流板折返，高温空气由列管换热器中部排出壳程；或者，低温空气由列管换热器下部进入壳程换热，经过多道折流板折返，高温空气由列管换热器上部排出壳程。
[0023] 本发明还涉及一种循环流化床煤气化多级降温除尘装置：气化炉1炉顶的高温煤气出口与旋风分离器2入口连接，旋风分离器2的半焦出口连接返料装置进口，返料装置出口与气化炉1下部相通，旋风分离器2的煤气出口与列管换热器3的管程入口连接，列管换热器3管程低温煤气出口连接余热锅炉4，低温空气入口与列管换热器3壳程入口连接，列管换热器3的壳程高温空气出口与气化炉1下部相通，余热锅炉4底部设有灰斗13，灰斗13上设置
冷却水管束，余热锅炉4的蒸汽出口与气化炉1下部相通，余热锅炉4的煤气出口与旋风除尘器5入口连接，旋风除尘器5的粉尘出口连接灰仓，旋风除尘器5的煤气出口与热管换热器6的热
流体入口连接，热管换热器6的热流体出口与布袋除尘器7入口连接，布袋除尘器7的粉尘出口连接灰仓，布袋除尘器7的煤气出口与热管冷却器8的热流体入口连接，热管冷却器8热流体出口的煤气通入后续工序利用。
[0024] 进一步地，所述返料装置为返料器18，原料煤给料口设置在气化炉1上，旋风分离器2的半焦出口连接返料器18进口，返料器18出口与气化炉1直接相通。
[0025] 进一步地，所述返料装置包括上返料器10、热解炉9、下返料器11以及连通管12，原料煤给料口设置在热解炉9或上返料器10出口管上，旋风分离器2的高温循环半焦出口连接上返料器10入口，上返料器10出口与热解炉9入口连接，热解炉9的热解半焦出口与下返料器11的入口连接，下返料器11的热解半焦及固体热载体出口与气化炉1相通，热解炉9的热解煤气出口通过连通管12与气化炉1的稀相区相通。
[0026] 进一步地，气化炉1底部连接冷渣机14，水箱16出口与水
泵17入口连接，水泵17的出口分别与冷渣机14冷却水入口、余热锅炉灰斗13的冷却水管束冷却水入口、热管换热器6冷流体入口、热管冷却器8冷流体入口连接，冷渣机14冷却水出口、余热锅炉灰斗13的冷却水管束冷却水出口、热管换热器6冷流体出口、热管冷却器8冷流体出口与冷却塔15入口连接，冷却塔15出口连接水箱16。
[0027] 本发明的工艺中，出气化炉的高温煤气和气化剂分别进入列管换热器的管程和壳程进行换热，整个管程内煤气的温度都高于煤气的燃点，且壳程中气化剂空气的压力高于管程内煤气的压力。换热器一旦发生
泄漏，泄漏点的空气即由壳程进入管程煤气中，由于管程煤气的温度高于煤气的燃点，因此，泄漏进管程的空气与煤气迅速发生燃烧，空气被迅速消耗掉。只有当煤气在空气、煤气混合物中的含量达到爆炸浓度极限，遇到明火才会引爆。本发明的方法使得泄漏的空气被迅速消耗，不会形成爆炸混合物，由此避免了因换热器泄漏造成的爆炸事故，同时充分利用了出气化炉的高温煤气的热量，将作为气化剂的空气加热至较高的温度参与反应，极大的提高了煤气的热值。
[0028] 煤气发生炉煤气的燃点约为600℃。换热器管程中的煤气温度从入口处至出口处逐渐降低，出口处为换热后的低温煤气，控制管程出口低温煤气的温度，使其高于煤气燃点50℃～130℃，并将管程煤气和壳程空气的压力差控制在15kPa～25kPa，有利于促进泄漏进管程中的氧气的迅速燃烧和消耗，提高系统的安全性。此外，所述压力差可以较好地
覆盖煤气侧压力
波动，例如尾部加压机故障造成的管程煤气压力波动，进一步保证换热的安全性。
且所述压力差不宜过大，因压力差过高会显著增加系统电耗，进而增加系统运行成本。
[0029] 本发明的工艺优选用于以空气作为气化剂的煤气化反应中，特别是用于循环流化床煤气化工艺中。本发明中作为气化剂的空气可以为氧气体积分数为21%正常空气，也可以是氧气体积分数35%以下的富氧空气。
[0030] 本发明的余热锅炉采用双锅筒立式布置形式、自然循环、结构紧凑、占地小，对煤气中的粉尘具有惯性分离的作用，锅炉运行时残炭量较大，残炭自由落体进入灰斗对
流管束，再配合后续的旋风除尘器和布袋除尘器，达到了良好的除尘效果。此外，本发明的余热锅炉具有较高的换热效率，可直接将出旋风分离器的高温煤气降至较低的温度。
[0031] 本发明采用热管换热器、热管冷却器对出余热锅炉的煤气进行逐级降温，换热效率高，换热面积小，热管换热器和热管冷却器的单管损坏并不影响设备的整体运行，换热
稳定性好，运行周期长。
[0032] 本发明的工艺中，列管换热器可以带有多道折流板，以强化换热。
[0033] 现有的列管换热器中，高温烟气从换热器底部进入、顶部排出，冷风从上部进入、下部排出。因此，换热器下端承担着全部的换热管热胀阻力。此外，由于列
管式换热器为直立安装的设备，换热器下端还需要承受全部换热管的重力，因此，换热器下端较易发生设备故障。
[0034] 本发明的方法中，高温煤气优选由列管换热器顶部进入管程，换热后低温煤气由换热器底部排出；低温空气由列管换热器下部进入壳程换热，经过多道折流板折返，高温空气由换热器上部排出壳程；或者，低温空气由列管换热器上部和下部进入壳程换热，经过多道折流板折返，高温空气由列管换热器中部排出壳程。所述换热方式中，高温煤气入口设置在换热器顶部，使得高温区集中在换热器上部，可以减少换热器下端的热胀阻力，从而减少管路开裂、泄漏等事故。
[0035] 或者，高温煤气也可以由列管换热器底部进入管程，换热后低温煤气由换热器顶部排出，这种情况下，低温空气优选分别由列管换热器上部和下部进入壳程换热，经过多道折流板折返，换热后的高温空气由换热器中部排出。这种换热方式同样有利于降低预热器下端的工作温度和热胀阻力，避免设备故障的发生。
[0036] 在气化进行过程中，为了及时发现、迅速处理换热器的泄漏事故，进一步保障设备的安全运行，可以在换热器壳程空气出口处和煤气出口处设置测温测压仪，监控出口空气和煤气的温度和压力。
[0037] 本发明的方法克服了出炉的高温煤气预热空气的技术难点，通过控制和调节换热煤气和空气的温度和压力，来避免换热器泄漏造成的爆炸事故，操作简便可行。利用高温煤气预热的空气温度可以达到600℃左右，作为气化剂通入气化炉可以极大的促进气化反应的进行，也使充分提高煤气的热值成为可能。
附图说明
[0039] 图2是本发明的实施例2示意图。
[0040] 图3是本发明的实施例3示意图。
[0041] 图中：1、气化炉；2、旋风分离器；3、列管换热器；4、余热锅炉；5、旋风除尘器；6、热管换热器；7、布袋除尘器；8、热管冷却器；9、热解炉；10、上返料器；11、下返料器；12、联通管；13、余热锅炉灰斗；14、冷渣机；15、冷却塔；16、水箱；17、水泵；18、返料器。
具体实施方式
[0042] 实施例1如图1所示。本实施例的工作过程：原料煤加入循环流化床气化炉1反应，气化炉1生成的高温煤气和半焦的混合物经旋风分离器2气固分离后，高温循环半焦通过旋风分离器2底部的返料器18直接返回到气化炉1与原料煤混合反应，生成挥发分和半焦；挥发分上升到炉膛上部成为煤气一部分，较粗的颗粒下沉到炉膛底部，与高温空气和蒸汽发生燃烧和气化反应；较细的半焦颗粒上升到炉膛上部，吸收来自底部的热量并与二氧化碳、蒸汽发生气化反应，生成煤气。
[0043] 气化炉1底部排出的炉渣经冷渣机14冷却后送至渣仓；冷渣器出口的高温循环水通入冷却塔15冷却，经冷却的循环水入水箱16存储，并由水泵17输送至热管冷却器8、热管换热器6、余热锅炉灰斗13换热；经热管冷却器8、热管换热器6、余热锅炉灰斗13换热后的高温循环水通入冷却塔15冷却并循环利用。
[0044] 出气化炉1的高温煤气经旋风分离器2分离后由列管换热器3底部进入管程，换热后煤气由列管换热器3顶部排出管程；低温空气由列管换热器3上部和下部进入壳程换热，经过多道折流板折返，升温后由列管换热器3中部排出壳程，进入气化炉1底以供气化用。
[0045] 降温后的低温煤气进入余热锅炉4继续降温，同时产生蒸汽，部分蒸汽用作气化剂送至气化炉1参与反应；余热锅炉4底部带有灰斗13，用于收集残炭，并用循环水对残炭降温；出余热锅炉4的煤气经旋风除尘器5预除尘，捕集的粉尘由旋风除尘器5底部进入灰仓；旋风除尘后的煤气进入热管换热器6与循环水间接换热降温；出热管换热器6的煤气进入布袋除尘器7捕集余量粉尘，余量粉尘进入灰仓；布袋除尘后的煤气通入热管冷却器8与循环水间接换热降温后进入后续工序利用。
[0046] 气化炉1采用风帽布风，炉膛底部工作温度为905℃，顶部工作温度为850℃；经旋风分离器2气固分离后进入列管换热器3管程的高温煤气的温度为850℃，换热后低温煤气的温度为660℃；进入列管换热器3壳程的低温空气的温度为20℃，换热后高温空气的温度为590℃；出余热锅炉4的煤气温度为200℃；出热管换热器6的煤气温度被降至160℃；出热管冷却器8的煤气温度被降至35℃；余热锅炉4进口煤气的含尘量为80g/Nm3，出口煤气的含尘量为70g/Nm3；出旋风除尘器5的粉尘含量至50g/Nm3；出布袋除尘器7的粉尘含量至50mg/Nm3。
[0047] 壳程空气的压力为32kPa，管程煤气的压力17kPa。
[0048] 列管换热器3壳程空气出口处和煤气出口处设置测温测压仪，监控出口空气和煤气的温度和压力。
[0049] 实施例2如图2所示。本实施例的工作过程：原料煤加入热解炉9，经旋风分离器2气固分离后得到的高温循环半焦通过旋风分离器底部的返料器10加入热解炉9；原料煤与所述高温循环半焦在热解炉9中混合反应，产生热解煤气和热解半焦；热解煤气从热解炉9顶部的联通管
12排出并通入气化炉1的稀相区，热解半焦及固体热载体经热解炉返料器11进入气化炉1，与高温空气和蒸汽发生燃烧和气化反应；较细的半焦颗粒上升到炉膛上部，吸收来自底部的热量并与二氧化碳、蒸汽发生气化反应，生成煤气。
[0050] 气化炉1底部排出的炉渣经冷渣机14冷却后送至渣仓；冷渣器出口的高温循环水通入冷却塔15冷却，经冷却的循环水入水箱16存储，并由水泵17输送至热管冷却器8、热管换热器6、余热锅炉灰斗13换热；经热管冷却器8、热管换热器6、余热锅炉灰斗13换热后的高温循环水通入冷却塔15冷却并循环利用。
[0051] 出气化炉1的高温煤气经旋风分离器2分离后由列管换热器3顶部进入管程，换热后煤气由列管换热器3底部排出管程；低温空气由列管换热器3上部和下部进入壳程换热，经过多道折流板折返，升温后由列管换热器3中部排出壳程，进入气化炉1底以供气化用。
[0052] 降温后的低温煤气进入余热锅炉4继续降温，同时产生蒸汽，部分蒸汽用作气化剂送至气化炉1参与反应；余热锅炉4底部带有灰斗13，用于收集残炭，并用循环水对残炭降温；出余热锅炉4的煤气经旋风除尘器5预除尘，捕集的粉尘由旋风除尘器5底部进入灰仓；旋风除尘后的煤气进入热管换热器6与循环水间接换热降温；出热管换热器6的煤气进入布袋除尘器7捕集余量粉尘，余量粉尘进入灰仓；布袋除尘后的煤气通入热管冷却器8与循环水间接换热降温后进入后续工序利用。
[0053] 气化炉1采用风帽布风，炉膛底部工作温度为980℃，顶部工作温度为930℃；经旋风分离器2气固分离后进入列管换热器3管程的高温煤气的温度为930℃，换热后低温煤气的温度为700℃；进入列管换热器3壳程的低温空气的温度为35℃，换热后高温空气的温度为600℃；出余热锅炉4的煤气温度为220℃；出热管换热器6的煤气温度被降至180℃；出热管冷却器8的煤气温度被降至40℃；余热锅炉4进口煤气的含尘量为50g/Nm3，出口煤气的含3 3
尘量为40g/Nm ；出旋风除尘器5的粉尘含量至30g/Nm ；出布袋除尘器7的粉尘含量至5mg/Nm3；
壳程空气的压力为30kPa，管程煤气的压力10kPa。
[0054] 列管换热器3壳程空气出口处和煤气出口处设置测温测压仪，监控出口空气和煤气的温度和压力。
[0055] 实施例3如图3所示。本实施例的工作过程同实施例2，不同之处在于列管换热器3中煤气和空气的流动方向。
[0056] 本实施例中，出气化炉1的高温煤气经旋风分离器2分离后由列管换热器3顶部进入管程，换热后煤气由列管换热器3底部排出管程；低温空气由列管换热器3下部进入壳程换热，经过多道折流板折返，升温后由列管换热器3上部排出壳程，进入气化炉1底以供气化用。
[0057] 气化炉1采用风帽布风，炉膛底部工作温度为1000℃，顶部工作温度为945℃；经旋风分离器2气固分离后进入列管换热器3管程的高温煤气的温度为940℃，换热后低温煤气的温度为730℃；进入列管换热器3壳程的低温空气的温度为42℃，换热后高温空气的温度为650℃；出余热锅炉4的煤气温度为238℃；出热管换热器6的煤气温度被降至196℃，出热管冷却器8的煤气温度被降至45℃；余热锅炉4进口煤气的含尘量为70g/Nm3，出口煤气的含3 3
尘量为60g/Nm ；出旋风除尘器5的粉尘含量至30g/Nm ；出布袋除尘器7的粉尘含量至30mg/Nm3。
[0058] 壳程空气的压力为35kPa，管程煤气的压力10kPa。
[0059] 虽然以上描述了本发明的优选实施方案，但是本领域的技术人员应当理解，这仅是举例说明，本发明的保护范围是由所附
权利要求书限定的。本领域的技术人员在不背离本发明的原理和实质的前提下，可以对这些实施方案做出多种变更或
修改，但这些变更和修改均落入本发明的保护范围。
