一种以CO₂为燃烧过程控温组分的煤炭化工艺的制作方法

专利名称：一种以CO₂为燃烧过程控温组分的煤炭化工艺的制作方法
技术领域：
本发明涉及一种以(X)2为燃烧过程控温组分的煤炭化工艺；特别地讲本发明涉及一种以(X)2循环气为燃烧过程控温组分的富氧煤炭化工艺；更特别地讲本发明涉及一种以 CO2为燃烧过程控温组分的富氧煤制半焦(兰炭)工艺，部分或全部取代常规煤炭化工艺的燃烧室控温组分氮气，在基本不改变现有炭化设备结构和操作条件的前提下，形成生产精细产品的化工型工艺，以煤、水、空气为原料，生产兰炭、焦油、氢气、天然气、CO2气、硫磺，能够大幅度提高资源价值，同时大幅度提高调节产品质量的灵活性、显著增强控制产品质量的稳定性，降低过程能耗，降低装置投资，显著增加经济效益。
背景技术：
众所周知，中国钢铁集团鞍山热能研究院于二十世纪八十年代初开始不断研究开发的“以不粘煤或弱粘煤块煤为原料在直立式炭化炉炼制铁合金专用兰炭”技术(以下简称中钢造气技术BT)，采用适合煤源(比如中国大同、神府地区的煤炭)，在直立式炭化炉内炼制兰炭并副产荒煤气和中低温煤焦油，是一种兰炭产品质量优良、煤焦油产率高、工程造价较低、配套环保技术完善的成熟工业化技术，业已得到大量应用。该技术具有同类兰炭工艺的一般特征以空气为供氧体，燃烧室控温组分(燃烧过程存在的非可燃、非氧化剂组分)的主体为氮气，产生的荒煤气是以CO2-CH4-CO-N2(通常为主体组分)-H2为代表组分的物系，通常荒煤气组分分离采用PSA工业技术时，常规工艺中，荒煤气物系的分离和利用具有如下缺点①大量荒煤气用作炭化炉燃料，导致大量氢气用作燃料消耗，资源浪费严重；当需要最大限度制备氢气时，用荒煤气一氧化碳制氢的同时存在用氢气和一氧化碳作燃料的情况，资源利用极不合理，同时导致增加设备投资、增加装置能耗；②由于队组分的大量存在，荒煤气或荒煤气CO变换气的后续变压吸附分离过程 (如氢气提纯过程)物料存在大量队组分，且队组分与吐组分属于最后一级分离组分对， 增大了整个装置的物料体积规模，导致工程投资的增大；③由于N2组分的大量存在，荒煤气或CO变换气的变压吸附分离过程(如氢气提纯过程)氏/队、队/0)、队/014组分对之间的分离系数较小，为了保证氢气收率，需要提高操作压力，导致过程压缩功消耗巨大；④由于N2组分的大量存在，且相对于其它非氢气组分，N2组分在吸附剂上的吸附量很小，参见表1所列数据，在荒煤气或荒煤气CO变换气的变压吸附分离过程(如氢气提纯过程)，需要的吸附剂数量大，导致设备尺寸大、工程投资数量大；⑤由于N2组分的大量存在，荒煤气或CO变换气的变压吸附分离过程(如氢气提纯过程)H2/N2、N2/C0、N2/CH4组分系统分离系数较小，N2组分脱离系统的外排过程不可避免地导致吐和可燃组分CH4等的排放损失；⑥由于队组分的大量存在，产生了或增加了炭化炉HCN产物产量，增加了湿法脱硫过程负荷，导致溶剂消耗量的增加；⑦没有考虑荒煤气变压吸附提氢解吸气的脱硫化氢问题，导致硫化氢大量排放；
⑧现有工艺炭化室炭化段温度受到限制(700 850°C )，且必须保证荒煤气热值不能低于规定的最低值(比如1600 1800kcal/Nm3)，但是，由于不同煤种的性质(比如挥发分含量、反应性高低)不同，操作指标的变化在所难免，荒煤气可燃组分含量即热值在一定范围内波动，当荒煤气热值不合适(尤其是太低)而不得不调节其热值时，由于现有工艺缺乏荒煤气热值调节手段，兰炭质量往往受到影响。也就是说使用氮气为燃烧过程主体载热组分的常规兰炭工艺，具有“兰炭质量和煤气热值的兼顾性调节灵活性”较差的缺点， 这在一定程度上限制了兰炭工艺的推广，也就是说需要开发一种“在确保兰炭质量前提下具备灵活调节荒煤气热值功能”的煤炭化工艺；⑨荒煤气热值低时，荒煤气变压吸附解吸气热值更低，不便利用时，特别是兰炭装置规模较小时、变压吸附尾气数量小的场合，存在变压吸附解吸气放散排空，形成能源浪费，如果建设发电装置等手段回收之则经济性差；发电装置需要一定的经济规模，适合于变压吸附尾气数量大的场合。当荒煤气热值太低时，如果为制备高热值燃料气而从物系组分为CO2-CH4-N2-H2的荒煤气中分离N2,因为H2/N2物系分离需要较高的压力和较多的吸附剂， 则“非可燃载热组分N2分离过程”需要消耗大量压缩功、设置大规模变压吸附装置，投资和能耗巨大。针对上述缺点，多年来(20年左右)该煤炭化领域的工艺技术的改进性研究和试验大多集中在燃烧过程氧化剂的贫氮化方面，几乎均采用富氧或纯氧手段，由于富氧或纯氧燃烧导致荒煤气成为CO2-CH4-CO-贫R-H2物系，“贫氮氧化剂(富氧或纯氧)与高热值贫氮荒煤气的燃烧过程”导致燃烧温度、燃烧速度与常规炭化工艺的“空气与较低热值荒煤气的燃烧过程”差异太大，在未大幅度变更现有炭化炉结构的前提下，难以达到常规炭化工艺的生产兰炭的稳定合适条件(如适度的温度700 850°C、大量的气体载热体)，一直未能工业化应用。以中钢造气技术BT为代表的内热式煤炭化制取半焦(兰炭)工艺是一种以煤为原料的制炭、产油、造气联合生产技术，具有以下特点炭化炉包括燃料气燃烧室和煤炭化室；在煤炭化室内，按照煤料的前进路线，划分为第一段即煤预热段(或称气体冷却段)、第二段即煤炭化段(或称燃烧烟气与预热后第一路气体混合段)和第三段即炭冷却段 (或称气体预热段)；在第三段区域，包含炭化室载热组分的第一路气体(常温煤气或煤气与空气混合气)与二段过程料接触换热回收其热量后升温成为三段过程气，三段过程料离开三段区域；在第二段区域，燃烧室烟气、三段过程气，与一段过程料进行气固直接接触发生炭化作应(加热、蒸发、水煤气转化、炭的水蒸气转化等反应)，二段过程料离开第二段区域进入第三段区域，二段过程气离开第二段区域进入第一段区域；在第一段区域，二段过程气体与煤料接触加热煤料传递热量后冷却并混入一段产生气成为一段产品气(荒煤气)， 煤料升温后成为一段过程料进入第二段区域。其特征在于燃烧室供氧体为空气，以N2为燃烧过程主要控温组分。上述炭化炉ST是本发明的核心研究对象，炭化炉ST包括燃烧室和炭化室，燃烧室向炭化室以提供高温烟气(或半烟气、半烟气的部分后续燃烧在炭化室空间完成，本发明所述高温烟气包括半烟气)的方式提供热能，炭化室包括煤料预热、煤炭化、炭冷却三个过程，常规炭化工艺中循环荒煤气作为炭化室载热组分时发挥如下作用①在炭冷却段，接触热炭回收其热能；②在煤干馏段，与燃烧室烟气混合、参与煤干馏过程；③在煤预热段，预热煤料(产生煤脱水、脱气效果)
④在各区段，携带蒸发水、焦油蒸汽、反应生成气等。由以上分析可知，作为炭化室气体载热组分，在保证组分对工艺过程无不良影响、 且化学性质稳定的前提下，其关键性质是传热学功能性质如导热系数、单位体积比热等，是不是可燃组分(或者说其组成是不是等同于煤气)并不重要，也就是说在保证炭化室气体载热组分的传热学功能性质如导热系数、单位体积比热等在一定范围内变化的前提下， 改变离环煤气组成的任何技术基本都不会影响炭化室气体载热功能的可靠性，即通过调节炭化室气体载热物流数量可以适应之。换句话说，通过调节炭化室气体载热物流的数量和组成，可以改变(或允许改变)炭化室气体载热物流组成也就是改变离环煤气组成，也就是说为了改变(改善)离环煤气组成，必然改变炭化室气体载热物流组成和数量。本发明的核心思想是基本不改变燃烧室燃烧特性，通过改变燃烧室和炭化室的物流组成和数量，实现改变(改善)离环煤气组成的目的，并使之具备经济性、实用性。本发明使用如下概念描述煤炭化装置工艺过程①造气部分以煤、水、供氧体、燃料体为原料，得到炭、焦油、离环煤气的工艺过程，包括炭化炉ST和煤气返炉部分工艺过程；②造气部分内循环物流造气部分内部的循环物流；③离环煤气加工部分离开煤气内循环回路(即排出造气部分)的煤气的加工工艺过程；④造气部分外循环物流由离环煤气加工部分向造气部分流动的循环物流。为了描述煤炭化装置炭化炉燃烧室工艺过程，本发明将燃烧室全部进料气组分按照燃料、氧化剂、控温剂三种功能划分，并按虚拟供氧体和虚拟燃气体概念分析燃烧过程热效应，定义如下①虚拟供氧体由氧化剂组分和控温剂组分构成，虚拟供氧体中氧气组分体积浓度可以控制在现有可靠的经验数据范围内第一部分燃烧室控温组分体积数量与氧气组分体积数量之比按1. 50 5. 25计算(即虚拟供氧体中氧气组分体积浓度为16 40% )，本发明要求(X)2组分的控温组分比值大于0. 50以实现燃烧过程的贫氮化；虚拟供氧体控温剂组分来源不受限制可以来自造气装置之外或之内，可以来自造气部分内循环或外循环；②虚拟燃气体由第二部分燃烧室控温组分和燃料组分构成，即虚虚拟燃气体的热值可以控制在现有可靠的经验数据范围内虚拟燃气体体积热值为1400 ^00KCAL/NM3， 虚拟燃气体的组分组分来源不受限制可以来自造气装置之外或之内，可以来自造气部分内循环或外循环。为了描述煤炭化装置炭化炉炭化室工艺过程，本发明将炭化室全部进料气组分按照燃料、氧化剂、炭化室载热组分三种功能划分，并按此概念分析炭化室发生的载热过程和燃烧过程。之所以不使用控温剂一词，是因为在炭化室燃烧过程的控制因素有很多，包括 所在空间热辐射强度、接触的热炭的温度、大量炭化室载热组分对“燃料和氧化剂”的分散作用、火焰传播速度、在炭块(或煤块)存在区域气体流动方式等许多因素，“炭化室燃料气燃烧过程”是一个与“燃烧室燃料气燃烧过程”存在重大区别的燃料气燃烧过程。一些炭化工艺技术中，安排炭化室发生一定的燃料气燃烧反应(即第一路气体中含有一定的氧化剂 O2组分)。至此，本文将出、入炭化炉ST的气体成分按以下功能或属性划分
①燃烧组分，其定义是来自炭化炉外部的、进入燃烧室的、参与燃烧反应的组分， 如燃烧过程消耗的燃料组分(H2、CO、烃类、H2S)和氧化剂组分O2，燃烧过程结束后，部分或全部燃烧组分转化为烟气，未燃烧转化的残留燃烧组分属于燃烧过程过剩燃烧组分，即燃烧组分量包含燃烧组分消耗量和燃烧组分过剩量，过剩的燃烧组分可以是燃料气或氧化剂气，当过剩的燃烧组分是氧化剂气时，通常在炭化炉炭化段被反应转化为烟气，即炭化炉炭化段可能存在相应的耗氧反应(炭化炉局部空间可能形成燃烧反应)；燃烧组分划分为燃料组分(H2、CO、烃类、硫化氢)和氧化剂组分& ；②燃烧室控温组分，其定义是来自炭化炉外部的、在燃烧室燃烧过程中存在的、具备控制燃烧烟气温度功能的、但是不参与燃烧反应的非可燃组分，通常是穿过燃烧室、并穿过炭化室与煤或炭接触的非可燃组分组分，可以是，CO2、队、Ar、H20等；可以是造气部分内循环物流，可以是造气部分外循环物流，也可以是输入煤炭化装置的外来非可燃组分比如空气携带的队、外来0)2等；本发明所述燃烧室是一个广义的概念燃料气与氧化剂发生燃烧反应所得烟气进入炭化炉与“炭或煤接触”，其“未与炭或煤接触”的燃烧空间即是本发明所述燃烧室；其形式可以是任意的，但其烟气温度必须是被“燃烧室控温组分”控制或主要控制；③炭化室载热组分(转移热能组分)，其定义是来自炭化炉外部的、穿过炭化室的、与炭和煤均接触的、但是不参与燃烧反应的组分，通常指的是第一路气体的全部组分 (或其转化物气体)；炭化室载热组分，不包括第二路气体的烟气组分(或其最终燃烧产物，假如第二路气体的烟气组分在炭化室发生二次燃烧反应，通常是因为燃烧室氧气过剩导致燃烧室烟气携带过剩氧气)，也不包括水熄炭时产生的熄炭气体组分也不属于炭化室载热组分；当燃烧室过剩的燃烧组分是氧化剂(即存在过剩氧气)时，第一路气体的一部分 (通常是小部分)在炭化炉炭化段与过剩氧气完成耗氧反应(炭化炉局部空间可能形成燃烧反应)；事实上在现有的炭化技术中，炭化炉局部空间存在一定数量的放热燃烧反应；通常讲，正常生产时，不参与燃烧反应(不通过燃烧室)的经过炭化室的循环荒煤气属于炭化室载热组分(炭化炉载热组分)；④煤气化组分，其定义是由入炭化炉煤料携带的或在炭化室内因煤料的解吸、转化、蒸发、裂解、煤气发生等过程产生的、进入荒煤气中的、但是不与燃烧反应的组分，通常包含煤料携带的水组分、空气组分、焦油蒸汽等煤裂解气态物、熄炭气组分；⑤其它气体组分，包含漏入气封气及其它气体。漏入气封气指的是当炭化炉进料口和或出料口等使用密封气时，部分密封气进入炭化炉并最终进入荒煤气中的漏入气；⑥灰尘；⑦燃烧转化组分。本发明的主要研究对象组分是前3项成分即燃烧组分、燃烧室控温组分和炭化室载热组分，本发明对后四项组分的存在方式影响很小或几乎没有影响，在本发明的描述过程中假定对后四项组分的存在方式没有影响。本发明的核心研究对象组分是第2项组分即燃烧室控温组分，本发明对其存在方式产生重大影响，并基于此形成本发明效果。对炭化室而言，穿过炭化室与煤和或炭接触的组分，皆有载热作用，但是本发明严格按照上述定义使用概念论述问题，防止发生概念混乱。烃燃料组分与空气完全燃烧的烟气的主要组分是H20、CO2, N2，最终进入离环煤气中，其中H2O通过降温相变冷凝极易与其它煤气组分分离，而0)2、队则成为难分离的烟气组分，相比之下，N2则成为最难分离的烟气组分。奇怪的是，N2却不是燃烧产物，而是在引入氧化剂时因供氧体含有大量氮气而带入体系的。换句话说，引入的供氧体不含氮气或含易分离控温组分即可降低或根绝荒煤气组分体系的“存在大数量队导致的难分离性能”。燃烧室控温组分，方便得到的候选组分是C02、N2、H20共三种。其中H2O的物理分离(冷凝)和循环利用过程(汽化、压缩过程)需要大量的汽化潜热、且因形成含焦油污水难以再循环，因此不具备经济性A2是我们欲替代的组分；(X)2是已经存在的燃烧室控温组分(常规工艺荒煤气中包含C02、N2, H2O三个燃烧室控温组分)，它来自燃料组分的燃烧转化物。CO2A2作为燃烧室控温组分对荒煤气组分体系PSA分离性能影响的宏观对比见表 1。表1是“同等数量C02、N2混入CO2-CH4-CO-H2体系然后用PSA再分出”理想实验的宏观对比，项目比较结果说明①第一项说明，选用(X)2作为燃烧室控温组分，可以减少1个荒煤气组分个数，这本身就简化了荒煤气的分离过程；组分全分离时，方案一不需要考虑N2分离，方案二必须考虑(X)2分离；②第二项说明，选用(X)2作为燃烧室控温组分，极端情况下可以减少荒煤气组分的分离步骤数减少数1次；比如生产高热值燃料气时，方案一只需1次分离，方案二最少2次分离；③第三项说明，选用CO2作为燃烧室控温组分，吸附剂用量少得多(设备尺寸小、 投资少)，需要的吸附压力低得多(压缩功少、压缩机投资少、系统压力低投资少、无效压缩功少)，即降低投资又降低能耗；可以设置(X)2内循环；④第四项说明，选用(X)2作为燃烧室控温组分，其分离后排出时对有效组分形成的携带损失小得多，可显著提高有效组分回收率；⑤第五项说明，选用(X)2作为燃烧室控温组分，其分离后排出时携带的有效组分是燃料烃气和需要脱除的硫化氢，同时具有提纯甲烷(天然气)效果和脱硫化氢效果；选用N2 作为燃烧室控温组分，其分离后排出时携带的有效组分是低热值的化工原料吐和C0，形成的是高价值组分携带损失，且难以利用。表1 “同等数量CO2、N2混入CO2-CH4-CO-H2体系然后用PSA再分出”理想实验的宏观对比
权利要求
1.一种以(X)2为燃烧过程控温组分的煤炭化工艺，其特征在于包含以下步骤①造气部分包括炭化炉和炭化室载热组分内循环系统，炭化炉包括燃料气的燃烧室和煤的炭化室；在炭化室内，按照煤料的前进路线，划分为第一段即煤预热段(或称气体冷却段)、第二段即煤炭化段、第三段即炭冷却段(或称气体预热段)；在第三段区域，包含炭化室载热组分的第一路气体与二段过程料接触换热回收其热量升温后成为三段过程气，三段过程料离开三段区域；在第二段区域，燃烧室烟气、三段过程气，与一段过程料进行气固直接接触发生炭化作用，二段过程料离开第二段区域进入第三段区域，二段过程气离开第二段区域进入第一段区域；在第一段区域，二段过程气与自外部加入的煤料接触加热煤料传递热量冷却并混入一段产生气后成为一段产品气(荒煤气)，煤料升温后成为一段过程料进入第二段区域；至少一部分基于荒煤气的物流返回炭化室用作炭化室载热组分，构成造气部分炭化室载热组分内循环；造气部分煤气产品作为离环煤气离开造气部分；其特征在于燃烧室供氧体为富氧或纯氧，以(X)2为主要燃烧室控温组分；燃烧室控温组分的定义是来自炭化炉外部的、在燃烧室与燃料组分共存的、具备控制燃烧烟气温度功能的、不参与燃烧反应的、穿过燃烧室并穿过炭化室与煤料接触的、离开炭化炉时进入荒煤气中的非可燃组分。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于①在造气部分，燃烧室(X)2组分的控温组分比值大于0. 50。燃烧室控温组分比值的定义是特定燃烧室控温组分体积量与全部燃烧室控温组分体积量之比值。
3.根据权利要求2所述的方法，其特征在于①在造气部分，燃烧室CO2组分的控温组分比值大于0. 85。
4.根据权利要求2所述的方法，其特征在于①在造气部分，燃烧室(X)2组分的控温组分比值大于0. 95。
5.根据权利要求2所述的方法，其特征在于①在造气部分，燃烧室(X)2组分的控温组分比值大于0. 50，燃烧室燃烧烟气温度最终满足炭化室炭化段温度指标块煤通过此段被加热到预期炭化温度。
6.根据权利要求2所述的方法，其特征在于①在造气部分，燃烧室(X)2组分的控温组分比值大于0. 85，燃烧室燃烧烟气温度最终满足炭化室炭化段温度指标块煤通过此段被加热到600 850°C。
7.根据权利要求2所述的方法，其特征在于①在造气部分，燃烧室(X)2组分的控温组分比值大于0. 90，燃烧室燃烧烟气温度最终满足炭化室炭化段温度指标块煤通过此段被加热到750 850°C。
8.根据权利要求2所述的方法，其特征在于①在造气部分，燃烧室(X)2组分的控温组分比值大于0. 95，燃烧室燃烧烟气温度最终满足炭化室炭化段温度指标块煤通过此段被加热到780 820°C。
9.根据权利要求2所述的方法，其特征在于①在造气部分，燃烧室(X)2组分的控温组分比值大于0. 50，燃烧室燃烧烟气温度为`600 900"C。
10.根据权利要求2所述的方法，其特征在于①在造气部分，燃烧室(X)2组分的控温组分比值大于0. 85，燃烧室燃烧烟气温度为 700 900"C。
11.根据权利要求2所述的方法，其特征在于①在造气部分，燃烧室(X)2组分的控温组分比值大于0. 90，燃烧室燃烧烟气温度为 750 850O。
12.根据权利要求2所述的方法，其特征在于①在造气部分，燃烧室全部进料气满足以下规定燃烧室全部进料气划分为虚拟供氧体和虚拟燃料体；虚拟供氧体由氧气组分和第一部分ω2组分构成，第一部分(X)2组分体积数量与氧气组分体积数量之比按1. 50 5. 25计算(即虚拟供氧体中氧气组分体积浓度为16 40% )， CO2组分的控温组分比值大于0. 50 ；虚拟燃料体体积热值为1400 ^00KCAL/Nm3。
13.根据权利要求2所述的方法，其特征在于①在造气部分，燃烧室全部进料气满足以下规定燃烧室全部进料气划分为虚拟供氧体和虚拟燃料体；虚拟供氧体由氧气组分和第一部分(X)2组分构成，第一部分(X)2组分体积数量与氧气组分体积数量之比按1. 85 3. 76计算(即虚拟供氧体中氧气组分体积浓度为21 35% )， CO2组分的控温组分比值大于0. 90 ；虚拟燃料体体积热值为1700 M00KCAL/Nm3。
14.根据权利要求2所述的方法，其特征在于①在造气部分，至少一部分脱油后荒煤气进入变压吸附分离部分PSA1008，吸附工况时，脱油后荒煤气穿过吸附剂床层时，吸附剂选择性吸附CO2及更易被组分，H2, CH4, CO 等组分穿过吸附剂床层成为脱CO2煤气；至少一部分脱CO2煤气用作炭化室载热组分返回炭化炉炭化室，形成炭化室载热组分内循环气体；解吸工况时，得到富CO2气体，至少一部分富(X)2气体返回炭化炉燃烧室提供燃烧室控温组分，形成燃烧室控温组分内循环气体；在造气部分没有返回炭化炉的煤气(荒煤气和或脱CO2煤气)用作离环煤气。
15.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14 所述的方法，其特征在于①在造气部分，基于脱油荒煤气的物流采用变压吸附分离方法分离出富CO2气体，至少一部分富(X)2气体返回炭化炉燃烧室提供燃烧室控温组分，形成燃烧室控温组分内循环气体。
16.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14 所述的方法，其特征在于①在造气部分，基于脱油荒煤气的物流采用变压吸附分离方法分离出脱CO2煤气，至少一部分脱(X)2煤气返回炭化炉炭化室提供炭化室载热组分，形成炭化室载热组分内循环气体。
17.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14所述的方法，其特征在于②在离环煤气加工部分，基于离环煤气的物流采用变压吸附分离方法分离出富CO2气体WH，至少一部分WH返回炭化炉燃烧室作燃烧室控温组分，形成燃烧室控温组分外循环气体。
18.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14 所述的方法，其特征在于②在离环煤气加工部分，基于离环煤气的物流采用变压吸附分离方法分离出贫H2、贫 CO2气体返回炭化炉燃烧室提供燃烧室燃料组分，形成燃烧室燃料组分外循环气体。
19.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14 所述的方法，形成生产高热值燃料气工艺，其特征在于①在造气部分，脱油后荒煤气进入变压吸附分离部分PSA1008，吸附工况时，脱油后荒煤气穿过吸附剂床层，吸附剂选择性吸附CO2及更易被吸附组分，H2, CH4, CO等组分穿过吸附剂床层成为高热值煤气。
20.根据权利要求19所述的方法，形成生产高热值燃料气工艺，其特征在于①在造气部分，一部分高热值煤气返回炭化炉炭化室，用作炭化室载热组分，形成炭化室载热组分内循环气体。
21.根据权利要求19所述的方法，形成生产高热值燃料气工艺，其特征在于①变压吸附分离分离部分PSA1008的操作条件为吸附过程压力介于0. 13 0.5MPa (绝压)；均压降压过程结束时，吸附塔压力介于0.07 0. 13MPa (绝压)；逆向抽真空步骤结束时，吸附塔压力介于0. 003 0. 03MPa(绝压)；吸附剂床层为活性氧化铝、活性炭、硅胶中的一种或由其中几种构成分层组合床，净化气的(X)2体积浓度小于15%，解吸气二氧化碳体积浓度大于90%。
22.根据权利要求21所述的方法，形成生产高热值燃料气工艺，其特征在于①变压吸附分离分离部分PSA1008的操作条件为吸附过程压力介于0. 15 0. 3MPa(绝压)；吸附剂床层为活性氧化铝、硅胶构成的分层组合床，净化气的CO2体积浓度小于10%，解吸气二氧化碳体积浓度大于95%。
23.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14 所述的方法，形成生产高热值燃料气工艺，其特征在于①在造气部分，脱油后荒煤气进入变压吸附分离部分PSA1008，吸附工况时，脱油后荒煤气穿过吸附剂床层时，吸附剂选择性吸附CO2及更易被吸附组分，H2, CH4, CO等组分穿过吸附剂床层成为高热值煤气，部分或全部解吸气返回炭化炉燃烧室，提供燃烧室控温组分， 形成燃烧室控温组分内循环气体。
24.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14 所述的方法，形成离环煤气生产氢气和燃料气工艺，其特征在于②离环煤气加工部分包含氢提纯部分PSA2089；在PSA2089部分，吸附工况时，原料气穿过吸附剂床层时，吸附剂选择性吸附非氢组分，氢气组分穿过吸附剂床层成为PSA2089净化气，PSA2089解吸气用作燃料气。
25.根据权利要求M所述的方法，形成离环煤气生产氢气和燃料气工艺，其特征在于①PSA2089的操作条件为吸附过程压力介于0. 5 2. 5MPa(绝压)；均压降压过程结束时，吸附塔压力介于0. 25 0. 40MPa(绝压)；逆向放气过程结束时，吸附塔压力介于 0. 13 0. 15MPa (绝压)；吸附剂床层为活性炭、硅胶、沸石分子筛中的一种或由其中几种构成分层组合床，净化气的吐体积浓度大于95%，吐体积收率大于92%。
26.根据权利要求25所述的方法，形成离环煤气生产氢气和燃料气工艺，其特征在于②PSA2089的操作条件为吸附过程压力介于0. 6 1. 5MPa(绝压)；逆向抽真空VC步骤结束时，吸附塔压力介于0. 02 0. 05MPa(绝压)；净化气的压体积浓度大于99%, 体积收率大于90%。
27.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14 所述的方法，形成离环煤气生产氢气和燃料气工艺，其特征在于②离环煤气加工部分包含脱(X)2部分PSA2008和氢提纯部分PSA2009 ；在PSA2008部分，吸附工况时，原料气穿过吸附剂床层时，吸附剂选择性吸附(X)2及更易被吸附组分，H2、CH4、C0等组分穿过吸附剂床层成为PSA2008净化气，至少一部分PSA2008 解吸气返回炭化炉燃烧室，提供燃烧室控温组分，形成燃烧室控温组分外循环气体；在PSA2009部分，吸附工况时，原料气穿过吸附剂床层时，吸附剂选择性吸附非氢组分，氢气组分穿过吸附剂床层成为PSA2009净化气，PSA2009解吸气用作富甲烷气。
28.根据权利要求27所述的方法，形成生产高热值燃料气工艺，其特征在于①脱(X)2部分PSA2008的操作条件为吸附过程压力介于0.2 0. 8MPa (绝压)；均压降压过程结束时，吸附塔压力介于0.07 0. 13MPa(绝压)；逆向抽真空VC步骤结束时，吸附塔压力介于0. 003 0. 03MPa(绝压)；吸附剂床层为活性氧化铝、活性炭、硅胶中的一种或由其中几种构成分层组合床，净化气的(X)2体积浓度小于15%，解吸气二氧化碳体积浓度大于90% ；氢提纯部分PSA2009的操作条件为吸附过程压力介于0. 5 2. 5MPa (绝压)；均压降压过程结束时，吸附塔压力介于0. 25 0. 40MPa (绝压)；逆向放气过程结束时，吸附塔压力介于0. 13 0. 15MPa(绝压)；吸附剂床层为活性炭、硅胶、沸石分子筛中的一种或由其中几种构成分层组合床，净化气的H2体积浓度大于95%，吐体积收率大于90%。
29.根据权利要求27所述的方法，形成生产高热值燃料气工艺，其特征在于②离环煤气加工部分包含一氧化碳变换部分2100脱(X)2部分PSA2008和氢提纯部分 PSA2009 ；一氧化碳变换制氢部分2100操作条件为一氧化碳转化率大于85%、氧气全部转化、 有机硫转化率大于85% ；—氧化碳变换催化剂床层操作条件为平均反应温度低于350°C、 压力为0. 3 0. 8MPa (绝压)、催化剂为耐硫变换催化剂、催化剂体积空速为300 2500标准立方米原料气/立方米催化剂、水蒸汽/ 一氧化碳之分子比为1. 3 6. 0 ；变换气降低温度至30 50°C脱水后进入脱(X)2部分PSA2008 ；脱(X)2部分PSA2008的操作条件为吸附过程压力介于0. 2 0. 7MPa (绝压)；净化气的(X)2体积浓度小于10%，解吸气二氧化碳体积浓度大于95% ；氢提纯部分PSA2009的操作条件为吸附过程压力介于0. 6 1. 5MPa(绝压)；逆向抽真空VC步骤结束时，吸附塔压力介于0. 02 0. 05MPa(绝压)；净化气的吐体积浓度大于 99%, H2体积收率大于94%。
30.根据权利要求四所述的方法，形成生产高热值燃料气工艺，其特征在于①一氧化碳变换制氢部分2100操作条件为一氧化碳转化率大于90%、氧气全部转化、有机硫转化率大于90% ；—氧化碳变换催化剂床层操作条件为平均反应温度低于 300°C、压力为0. 3 0. 6MPa(绝压)、催化剂为耐硫变换催化剂、催化剂体积空速为500 2000标准立方米原料气/立方米催化剂、水蒸汽/ 一氧化碳分子比为1. 5 4. 5 ；变换气降低温度至35 45 °C脱水后进入脱(X)2部分PSA2008 ；脱(X)2部分PSA2008的操作条件为吸附过程压力介于0. 2 0. 5MPa (绝压)；净化气的(X)2体积浓度小于7%，解吸气二氧化碳体积浓度大于97% ；氢提纯部分PSA2009的操作条件为吸附过程压力介于0. 7 1. 2MPa (绝压)；净化气的H2体积浓度大于99%，H2体积收率大于96%。
31.根据权利要求30所述的方法，形成生产高热值燃料气工艺，其特征在于①一氧化碳变换制氢部分2100操作条件为一氧化碳转化率大于95%、氧气全部转化、有机硫转化率大于95% ；—氧化碳变换催化剂床层操作条件为平均反应温度低于 250°C、压力为0. 3 0. 5MPa(绝压)、催化剂为耐硫变换催化剂、催化剂体积空速为800 1500标准立方米原料气/立方米催化剂、水蒸汽/ 一氧化碳分子比为1. 5 3. 5 ；变换气降低温度至30 50°C脱水后进入脱(X)2部分PSA2008 ；变压吸附分离分离部分PSA2008的操作条件为吸附过程压力介于0. 15 0. 4MPa (绝压)；吸附剂床层为活性氧化铝、硅胶构成分层组合床，净化气的CO2体积浓度小于10%，解吸气二氧化碳体积浓度大于95%。
32.根据权利要求27所述的方法，形成离环煤气主产氢气工艺，其特征在于②在氢提纯部分PSA2009，部分或全部PSA2009解吸气返回炭化炉燃烧室，提供燃烧室燃料组分，形成燃烧室燃料组分外循环气体。
33.根据权利要求观所述的方法，形成离环煤气主产氢气工艺，其特征在于②在氢提纯部分PSA2009，部分或全部PSA2009解吸气返回炭化炉燃烧室，提供燃烧室燃料组分，形成燃烧室燃料组分外循环气体。
34.根据权利要求四所述的方法，形成离环煤气主产氢气工艺，其特征在于②在氢提纯部分PSA2009，部分或全部PSA2009解吸气返回炭化炉燃烧室，提供燃烧室燃料组分，形成燃烧室燃料组分外循环气体。
35.根据权利要求30所述的方法，形成离环煤气主产氢气工艺，其特征在于②在氢提纯部分PSA2009，部分或全部PSA2009解吸气返回炭化炉燃烧室，提供燃烧室燃料组分，形成燃烧室燃料组分外循环气体。
36.根据权利要求31所述的方法，形成离环煤气主产氢气工艺，其特征在于②在氢提纯部分PSA2009，部分或全部PSA2009解吸气返回炭化炉燃烧室，提供燃烧室燃料组分，形成燃烧室燃料组分外循环气体。
37.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14 所述的方法，其特征在于至少一部分提供燃烧室控温组分(X)2的物流与锅炉的高温烟气换热后所得热态气体进入燃烧室。
38.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14 所述的方法，其特征在于至少一部分提供燃烧室控温组分ω2的物流与硫磺回收装置高温尾气换热后所得热态气体进入燃烧室。
39.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14 所述的方法，其特征在于至少一部分提供燃烧室控温组分CO2的物流为来自煤制天然气过程的排放气。
40.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14 所述的方法，形成制甲醇原料气工艺，其特征在于①在离环煤气加工部分，至少一部分离环煤气用作制甲醇原料气。
41.根据权利要求1或2或3或4或5或6或7或8或9或10或11或12或13或14 所述的方法，形成制甲醇原料气工艺，其特征在于②离环煤气加工部分包含一氧化碳变换部分3100，其功能是调节变换气吐/CO分子比为 1. 0 2. 5。
42.根据权利要求41所述的方法，形成制甲醇原料气工艺，其特征在于②离环煤气加工部分包含一氧化碳变换部分3100，其功能是调节变换气吐/CO分子比为1. 5 2. 0 ；—氧化碳变换制氢部分3100操作条件为一氧化碳转化率调节变换气H2/C0 分子比为1. 5 2. 5、氧气全部转化、有机硫转化率大于99% ；—氧化碳变换催化剂床层操作条件为平均反应温度低于350°C、压力为3. 0 15MPa(绝压)、水蒸汽/ 一氧化碳之分子比为0. 7 2. 5 ；离开变换反应器的热态变换气进入甲醇合成反应器。
43.根据权利要求41所述的方法，形成制甲醇原料气工艺，其特征在于②离环煤气加工部分包含一氧化碳变换部分3100，其功能是调节变换气吐/CO分子比为1. 5 2. 0 ；—氧化碳变换制氢部分3100操作条件为一氧化碳转化率调节变换气H2/C0 分子比为1. 5 2. 5、氧气全部转化、有机硫转化率大于99% ；—氧化碳变换催化剂床层操作条件为平均反应温度低于350°C、压力为3. 0 15MPa(绝压)、水蒸汽/ 一氧化碳之分子比为0. 7 2. 5 ；离开变换反应器的热态变换气进入甲醇合成反应器的循环气原料中。
44.根据权利要求40所述的方法，形成制甲醇原料气工艺，其特征在于②离环煤气加工部分包含一氧化碳变换部分3100，其功能是调节变换气吐/CO分子比为 1. 5 2. 0 ；离环煤气经过加氢脱杂质步骤，将有机硫转化为硫化氢、将氧转化为水，转化气分为两路，第一路转化气经过一氧化碳变换部分3100得到变换气，变换气与第二路转化气的混合气的H2/C0分子比为1. 5 2. 0。
45.根据权利要求44所述的方法，形成制甲醇原料气工艺，其特征在于②离环煤气加工部分包含一氧化碳变换部分3100，其功能是调节变换气吐/CO分子比为1. 5 2. 0 ；—氧化碳变换制氢部分3100操作条件为一氧化碳转化率大于50%、氧气全部转化、有机硫转化率大于99%; —氧化碳变换催化剂床层操作条件为平均反应温度低于 350°C、压力为3. 0 15MPa(绝压)、水蒸汽/ 一氧化碳之分子比为0. 7 2. 5。
46.根据权利要求45所述的方法，形成制甲醇原料气工艺，其特征在于②离环煤气加工部分包含一氧化碳变换部分3100，一氧化碳变换制氢部分2100操作条件为一氧化碳转化率大于65%。
47.根据权利要求46所述的方法，形成制甲醇原料气工艺，其特征在于②离环煤气加工部分包含一氧化碳变换部分3100，一氧化碳变换制氢部分2100操作条件为一氧化碳转化率大于85%。
48.根据权利要求40所述的方法，形成制甲醇原料气工艺，其特征在于②离环煤气加工部分包含一氧化碳变换部分4100，其功能是调节变换气吐/CO分子比为1. 5 2. 0 ；变换气降低温度至30 50°C脱水后进入脱(X)2部分PSA4108，PSA4108脱 CO2气用作制甲醇原料气。
49.根据权利要求48所述的方法，形成制甲醇原料气工艺，其特征在于②离环煤气加工部分包含一氧化碳变换部分4100，其功能是调节变换气吐/CO分子比为1. 5 2. 0 ；变换气降低温度至30 50°C脱水后进入脱(X)2部分PSA4108，PSA4108脱 CO2气用作制甲醇原料气；一氧化碳变换制氢部分4100操作条件为一氧化碳转化率调节变换气吐/CO分子比为 1. 5 2. 0、氧气全部转化、有机硫转化率大于99% ；—氧化碳变换催化剂床层操作条件为 平均反应温度低于350°C、压力为0. 3 0. SMPa (绝压)、催化剂为耐硫变换催化剂、催化剂体积空速为300 2500标准立方米原料气/立方米催化剂、水蒸汽/ 一氧化碳之分子比为 0. 7 2. 0 ；脱(X)2部分PSA4108的操作条件为吸附过程压力介于0. 2 0. 7MPa (绝压)；净化气的(X)2体积浓度小于10%，解吸气二氧化碳体积浓度大于95%。
50.根据权利要求49所述的方法，形成制甲醇原料气工艺，其特征在于②一氧化碳变换制氢部分4100操作条件为一氧化碳变换催化剂床层操作压力为 0. 3 0. 6MPa (绝压)；脱(X)2部分PSA4108的操作条件为吸附过程压力介于0. 2 0. 5MPa (绝压)；净化气的(X)2体积浓度小于7%，解吸气二氧化碳体积浓度大于97%。
51.根据权利要求50所述的方法，形成制甲醇原料气工艺，其特征在于②一氧化碳变换制氢部分4100操作条件为一氧化碳变换催化剂床层操作压力为 0. 3 0. 5MPa (绝压)；脱(X)2部分PSA4108的操作条件为吸附过程压力介于0. 15 0. 4MPa (绝压)；净化气的(X)2体积浓度小于7%，解吸气二氧化碳体积浓度大于97% ；吸附剂床层为活性氧化铝、 硅胶构成分层组合床。
52.根据权利要求40所述的方法，形成制甲醇原料气工艺，其特征在于②离环煤气加工部分包含一氧化碳变换部分4100，离环煤气经过加氢脱杂质步骤，将有机硫转化为硫化氢、将氧转化为水，转化气分为两路，第一路转化气经过一氧化碳变换部分4100得到变换气，变换气与第二路转化气的混合气的H2/C0分子比为1. 5 2. 0 ；变换气降低温度至30 50°C脱水后进入脱(X)2部分PSA4108，PSA4108脱(X)2气用作制甲醇原料气。
53.根据权利要求52所述的方法，形成制甲醇原料气工艺，其特征在于②一氧化碳变换制氢部分4100操作条件为一氧化碳转化率调节变换气吐/CO分子比为1. 5 2. 0、氧气全部转化、有机硫转化率大于99% ；—氧化碳变换催化剂床层操作条件为平均反应温度低于350°C、压力为0. 3 0. SMPa(绝压)、催化剂为耐硫变换催化剂、催化剂体积空速为300 2500标准立方米原料气/立方米催化剂、水蒸汽/ 一氧化碳之分子比为0. 7 2. 0 ；脱(X)2部分PSA4108的操作条件为吸附过程压力介于0. 2 0. 7MPa (绝压)；净化气的(X)2体积浓度小于10%，解吸气二氧化碳体积浓度大于95%。
54.根据权利要求53所述的方法，形成制甲醇原料气工艺，其特征在于②一氧化碳变换制氢部分4100操作条件为一氧化碳变换催化剂床层操作压力为 0. 3 0. 6MPa (绝压)；脱(X)2部分PSA4108的操作条件为吸附过程压力介于0. 2 0. 5MPa (绝压)；净化气的(X)2体积浓度小于7%，解吸气二氧化碳体积浓度大于97%。
55.根据权利要求M所述的方法，形成制甲醇原料气工艺，其特征在于②一氧化碳变换制氢部分4100操作条件为一氧化碳变换催化剂床层操作压力为 0. 3 0. 5MPa (绝压)；脱(X)2部分PSA4108的操作条件为吸附过程压力介于0. 15 0. 4MPa (绝压)；净化气的(X)2体积浓度小于7%，解吸气二氧化碳体积浓度大于97% ；吸附剂床层为活性氧化铝、 硅胶构成分层组合床。
56.根据权利要求40所述的方法，形成制甲醇集成工艺，其特征在于②离环煤气加工部分包含一氧化碳变换部分5100、甲烷水蒸汽转化部分5200、合成甲醇部分5300，离开变换反应器的热态变换气进入甲烷水蒸汽转化过程得到高温转化气，转化气以适当高的温度状态直接进入合成甲醇反应器。
57.根据权利要求56所述的方法，形成制甲醇集成工艺，其特征在于②转化气以适当高的温度状态直接进入合成甲醇反应器进料中。
全文摘要
一种以CO2为燃烧过程控温组分的煤炭化工艺，将常规煤炭化工艺的燃烧过程控温组分氮气部分或全部更换为CO2，即可实现变更荒煤气组分体系为贫氮体系的目的。特别适合于兰炭制造过程，可以在基本不改变现有炭化设备结构和操作条件的前提下，以煤、水、氧气为原料，生产兰炭、焦油、氢气、天然气、CO2气、硫磺、制甲醇原料气，能够大幅度提高资源回收率和纯度，大幅度提高调节产品质量的灵活性、显著增强控制产品质量的稳定性，显著降低能耗。本发明将制粗产品的常规煤炭化工艺改变为生产精细产品的化工型工艺，提出了一条煤化工技术路线，可以用于新建项目，也可方便地用于已有项目改造。
文档编号C01B3/56GK102199433SQ20111005834
公开日2011年9月28日 申请日期2011年3月5日 优先权日2011年3月5日
发明者何巨堂 申请人:何巨堂