一种固体燃料化学链转化的多室流化床装置的制作方法

本发明属于化工过程设备技术领域，涉及一种用于煤、生物质等固体燃料化学链转化的多室流化床装置。

背景技术：
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化学链技术(Chemical-Looping technology)为能源的清洁高效利用提供了一种新思路，该技术无需消耗额外能量即可实现CO₂的内分离；能够实现能量的梯级利用，使系统的总热效率得到提高；同时还可以控制热力型和燃料型NO_x生成。

化学链技术的原理就是利用固体载体(主要为过渡金属氧化物和CaO)将给定的化学反应分解为氧化/还原反应或者吸附/脱吸附反应，其中固体载体可以进行在两种反应之间传递氧/二氧化碳和热量，以化学链燃烧过程为例，还原态的载氧体在空气中进行的载氧反应和氧化态的载氧体在气体燃料中进行的还原反应，载氧体在氧化和还原两种氛围下循环交替进行反应，实现氧的转移和燃料的燃烧。由于燃料不与空气中游离氧直接接触，而是与载氧体中化合态的氧进行反应，以实现CO₂的内分离。

目前，化学链过程研究多为对天然气和合成气等气体燃料的化学链燃烧和重整过程的研究，近几年国内外才对煤、生物质和固体垃圾等固体燃料的化学链过程进行关注和研究。与气体化学链过程相比，固体燃料的化学链过程存在的最大困难在于燃料反应器内固-固反应的反应速率太小，造成反应不充分和CO₂的捕获效率降低，增加载氧体和固体燃料的接触时间可以有效强化反应程度。

固体燃料化学链过程主要包括化学链燃烧(chemical looping combustion)、化学链气化(chemical looping gasification)、钙基化学链捕获CO₂(calcium chemical looping)过程，空气反应器进行的反应为强放热反应，燃料反应器进行的反应多为吸热反应，合理利用各个反应之间的热量可以提高过程效率，尤其在化学链气化过程中，热量的及时传递对燃料反应器中气化反应的进行具有决定性作用，对整个过程热量的整体利用有利于提高过程效率。现有装置对于燃料反应器大多采用单室，为了解决固体燃料反应不充分的问题，通常需要在燃烧反应器之后连接一个碳捕获器，这样就增加了反应器的操作难度，另一方面，燃料反应器和空气反应器之间通过流动控制阀(looping seal)连接，空气反应器产生的热量主要由固体载体载到燃料反应器，这样使得热量的传递和利用效率大大降低。尤其对于固体燃料气化反应是吸热反应，不利于气化反应的进行。

技术实现要素：

本发明的目的在于克服现有技术存在的缺点，寻求设计提供一种固体燃料化学链转化的多室流化床装置，将燃料反应器做成多室结构强化反应，同时强放热的空气反应器与吸热的燃料反应器设计为中间仅有隔板相隔的一体化结构以强化传热。

为了实现上述目的，本发明的主体结构包括第一流动控制装置、第一旋风分离器、第二流动控制装置、第二旋风分离器、空气反应器、多室燃料反应器、固体进料装置、第一气体分布板、第一气体预分布室、第二气体分布板、第二气体预分布室、返料装置和排灰口；空气反应器下部和多室燃料反应器的反应室构成L型或田字型结构，多室燃料反应器中间采用第一挡板和第二挡板隔成相通的I室、II室和III室，第一挡板上部相通，第二挡板下部相通，挡板高度为多室燃料反应器高度的1/2～3/4；空气反应器与多室燃料反应器的I室通过隔板隔离开，空气反应器与多室燃料反应器的I室通过返料装置连通，空气反应器高出多室燃料反应器部分的横截面为下部横截面直径的1/3～2/3，高度为下部高度的2～5倍；空气反应器的顶端与第一旋风分离器连接，第一旋风分离器的下端通过第一流动控制装置与多室燃料反应器连通，第一旋风分离器的体积为第二旋风分离器的1.5～4倍；第二旋风分离器的下端通过第二流动控制装置与多室燃料反应器连通；多室燃料反应器的底部设有并排结构的第一气体预分布室和第二气体预分布室，多室燃料反应器与第一气体预分布室和第二气体预分布室之间分别设有第一气体分布板和第二气体分布板；多室燃料反应器的一侧设有固体进料器，固体载体和煤通过固体进料装置进入多室燃料反应器进行反应。

本发明所述多室燃料反应器和空气反应器下部均为方形或者L形的一体多室流化床结构，空气反应器为快速流化床，多室燃料反应器为鼓泡流化床，空气反应器和多室燃料反应器分别通过旋风分离器和流动控制装置实现固体载体在两反应器中循环再生。

本发明所述空气反应器内的流化介质为空气，反应温度为950℃～1200℃，压力为常压；多室燃料反应器内的流化介质采用CO₂和/或水蒸气，反应温度在800～1000℃，压力为常压或加压。

本发明所述返料装置为流动控制装置，或通过在空气反应器和多室燃料反应器之间的隔板上开孔和加挡板完成，开孔位置在隔板的中心偏上位置，返料装置用于控制固体载体的循环量和防止两反应器之间气体反窜。

本发明所述固体燃料化学链转化的多室流化床装置通过改变固体载体的类型以及固体载体和固体燃料的配比，完成固体燃料的化学链燃烧、气化或制氢，采用的固体载体包括Fe₂O₃、CuO、NiO、CaSO₄和CaO，其中CaO起捕获CO₂的作用，其他为载氧作用。

本发明所述第一旋风分离器用于分离贫氧空气等气体与固体载体，第二旋风分离器分离合成气或CO₂等气体与煤灰等固体燃料灰分。

本发明所述固体燃料化学链转化的多室流化床装置的主体结构还包括第三旋风分离器，第三旋风分离器与多室燃料反应器的II室上部相连，其高度在第一旋风分离器和第二旋风分离器之间。

本发明使用时，载氧体和煤由固体进料装置进入多室燃料反应器的I室，水蒸气和/或CO₂作为流化介质进入第一气体预分布室，然后通过第一气体分布板使物料进行流化，随着物料的流化，物料依次经过多室燃料反应器的II室和III室，载氧体和煤充分反应后生成的气体通过第二旋风分离器冷凝得到CO/H₂高品质合成气或者高纯度的CO₂，第二旋风分离器下部得到的固体为煤灰；载氧体经过多室燃料反应器三室内完全反应后成为还原态的载氧体，还原态的载氧体经返料装置进入空气反应器，还原态的载氧体在空气反应器中被氧化为氧化态的载氧体，还原态的载氧体重新获得氧，氧化态的载氧体经第一旋风分离器分离后进入第一流动控制装置，再次进入多室燃料反应器，载氧体完成一个氧化还原循环，经过第一旋风分离器排出的气体为贫氧N₂，第二旋风分离器下部得到的煤灰能作为作热载体进入多室燃料反应器，或由排灰口排出。

本发明与现有技术相比，一是采用多室流化床装置，强化了固体燃料和固体载体之间的反应；二是使热量利用更加合理，空气反应器反应生成的热量可以直接被用来为燃料反应器提供热量；三是空间的布置更加精简，使化学链过程一体化；其结构简单，操作方便，原料易得，反应充分，成本低，热量利用率高。

附图说明：

图1为本发明实施例1的主体结构原理示意图。

图2为本发明实施例2的主体结构原理示意图。

图3为本发明实施例3的主体结构原理示意图。

具体实施方式：

下面通过实施例并结合附图对本发明作进一步说明。

本实施例的主体结构包括第一流动控制装置1、第一旋风分离器2、第二流动控制装置3、第二旋风分离器4、空气反应器5、多室燃料反应器6、固体进料装置7、第一气体分布板8、第一气体预分布室9、第二气体分布板10、第二气体预分布室11、返料装置12和排灰口13；空气反应器5下部和多室燃料反应器6的反应室构成L型或田字型结构，多室燃料反应器6中间采用第一挡板B和第二挡板C隔成相通的I室、II室和III室，第一挡板B上部相通，第二挡板C下部相通，挡板高度为多室燃料反应器6高度的1/2～3/4；空气反应器5与多室燃料反应器6的I室通过隔板A隔离开，空气反应器5与多室燃料反应器6的I室通过返料装置12连通，空气反应器5高出多室燃料反应器6部分的横截面为下部横截面直径的1/3～2/3，高度为下部高度的2～5倍；空气反应器5的顶端与第一旋风分离器2连接，第一旋风分离器2的下端通过第一流动控制装置1与多室燃料反应器6连通，第一旋风分离器2的体积为第二旋风分离器4的1.5～4倍；第二旋风分离器4的下端通过第二流动控制装置3与多室燃料反应器6连通；多室燃料反应器6的底部设有并排结构的第一气体预分布室9和第二气体预分布室11，多室燃料反应器6与第一气体预分布室9和第二气体预分布室11之间分别设有第一气体分布板8和第二气体分布板10；多室燃料反应器6的一侧设有固体进料器7，固体载体和煤通过固体进料装置7进入多室燃料反应器6进行反应。

本实施例所述多室燃料反应器6和空气反应器5下部均为方形或者L形的一体多室流化床结构，空气反应器5为快速流化床，多室燃料反应器6为鼓泡流化床，空气反应器5和多室燃料反应器6分别通过旋风分离器和流动控制装置实现固体载体在两反应器中循环再生。

本实施例所述空气反应器5内的流化介质为空气，反应温度为950℃～1200℃，压力为常压；多室燃料反应器内6的流化介质采用CO₂和/或水蒸气，反应温度在800～1000℃，压力为常压或加压。

本实施例所述返料装置12为流动控制装置，或通过在空气反应器5和多室燃料反应器6之间的隔板A上开孔和加挡板完成，开孔位置在隔板A的中心偏上位置，返料装置12用于控制固体载体的循环量和防止两反应器之间气体反窜。

本实施例所述固体燃料化学链转化的多室流化床装置通过改变固体载体的类型以及固体载体和固体燃料的配比，完成固体燃料的化学链燃烧、气化或制氢，采用的固体载体包括Fe₂O₃、CuO、NiO、CaSO₄和CaO，其中CaO起捕获CO₂的作用，其他为载氧作用。

本实施例所述第一旋风分离器2用于分离贫氧空气等气体与固体载体，第二旋风分离器4分离合成气或CO₂等气体与煤灰等固体燃料灰分。

本实施例所述固体燃料化学链转化的多室流化床装置的主体结构还包括第三旋风分离器14，第三旋风分离器与多室燃料反应器的II室上部相连，其高度在第一旋风分离器和第二旋风分离器之间。

本实施例使用时，载氧体和煤由固体进料装置7进入多室燃料反应器6的I室，水蒸气和/或CO₂作为流化介质进入第一气体预分布室9，然后通过第一气体分布板8使物料进行流化，随着物料的流化，物料依次经过多室燃料反应器6的II室和III室，载氧体和煤充分反应后生成的气体通过第二旋风分离器4冷凝得到CO/H₂高品质合成气或者高纯度的CO₂，第二旋风分离器4下部得到的固体为煤灰；载氧体经过多室燃料反应器6三室内完全反应后成为还原态的载氧体，还原态的载氧体经返料装置12进入空气反应器5，还原态的载氧体在空气反应器5中被氧化为氧化态的载氧体，还原态的载氧体重新获得氧，氧化态的载氧体经第一旋风分离器2分离后进入第一流动控制装置1，再次进入多室燃料反应器6，载氧体完成一个氧化还原循环，经过第一旋风分离器2排出的气体为贫氧N₂，第二旋风分离器4下部得到的煤灰能作为作热载体进入多室燃料反应器6，或由排灰口13排出。

实施例1：

本实施例所述多室燃料反应器6为并排的卧目字型，中间由两个挡板隔开，多室燃料反应器6的I室和II室下端相通，II室和III室上端相通，使用时，采用水蒸气作为多室燃料反应器6的流化介质，物料为CaSO₄载氧体和神木煤，CaSO₄和神木煤中碳的物质量比为1:2，将CaSO₄和神木煤由固体进料装置7进入多室燃料反应器6的I室，碳转化率由现有单室燃料反应器的75％提高到95％以上。

实施例2：

本实施例所述多室燃料反应器6由挡板分隔成三室结构，多室燃料反应器6的三室和空气反应器5呈田字型分布，空气反应器5和多室燃料反应器6的I室之间不相通，多室燃料反应器6的I室和II室上端相通，多室燃料反应器6的II室和III室下端相通，多室燃料反应器6III室和空气反应器返料装置12相连，使用时，采用水蒸气作为多室燃料反应器6的流化介质进行煤化学链气化反应，物料为Fe₂O₃载氧体和神木煤，从第二旋风分离器4上部得到的经冷凝后的气体成分为：CO＝28％，H₂＝52％，CO₂＝8％，碳转化率也由现有单室燃料反应器的85％提高到98％以上。

实施例3：

本实施例在实施例2的基础上增加第三旋风分离器14，空气反应器5和多室燃料反应器6的I室之间不相通，多室燃料反应器6的I室和II室上端相通，II室和III室之间由返料装置12相连，III室和空气反应器24同样由返料装置12相连，使用时，将物料Fe₂O₃载氧体、CaO和神木煤由固体进料器7进入多室燃料反应器6的I室，水蒸气做流化介质进入第一气体预分布室9，然后通过第亿气体分布板8使物料进行流化，随着物料的流化，物料分别经过II室并通过返料装置进入III室，载氧体和神木煤在I室和II室内进行煤气化和CaO捕获CO₂的反应后，生成的气体通过第二旋风分离器4冷凝得到高纯H₂，物料在III室内完成CaCO₃的分解，经过第三旋风分离器13的分离上部得到高纯二氧化碳气体，然后物料经过返料装置进入空气反应器5完成载氧体的再生，氧化态的载氧体经第一旋风分离器2的分离进入第一流动控制装置1，再次进入多室燃料反应器6，载氧/碳体完成一个氧化还原循环和吸附脱吸附循环，经过第一旋风分离器2排出的气体为贫氧N₂，第二旋风分离器4下部得到的热煤灰可以当作热载体重新进入多室燃料反应器6，也可以由排灰口d排出，由于煤和载氧体反应为吸热反应，CaCO₃分解反应为吸热反应，还原态载氧体氧化是强放热反应，反应器的一体化设计可以合理利用各反应的热量。

本实施例得到的H₂纯度为95％，CO₂纯度为96％，碳转化率也由现有单室燃料反应器的85％提高到95％以上。