使用多个双区步骤处理煤的方法

使用多个双区步骤处理煤的方法
【专利摘要】处理团聚煤的方法，该方法包括：在干燥步骤中干燥煤，且在氧化步骤中处理所述干燥的煤以形成氧化物，其足以将所述煤转化为基本不团聚的煤。在热解步骤中将所述氧化的煤热解以形成煤焦，且冷却所述煤焦。所述干燥步骤、氧化步骤和热解步骤中的至少一个是双区步骤，所述双区步骤具有第一区和第二区，所述第二区的温度高于所述第一区的温度。
【专利说明】使用多个双区步骤处理煤的方法
[0001]发明人:FranklinG.Rinker
[0002]相关申请
[0003]本申请涉及2009年9月10日提交的题目为“通过去除挥发性组分处理煤的方法”的未决的美国专利申请序列号12/556935，其享有2009年7月14日提交的题目为“通过去除挥发性组分处理煤的方法”的申请序列号61/225406的优先权。
[0004]本申请还涉及2009年9月10日提交的题目为“通过去除挥发性组分处理团聚煤的方法”的未决的美国专利申请序列号12/556977，其享有申请序列号61/225406的优先权。
[0005]本申请还涉及2009年9月10日提交的题目为“通过去除挥发性组分处理烟煤的方法”的未决的美国专利申请序列号12/557041，其享有申请序列号61/225406的优先权。
[0006]上述专利申请的所有的公开内容通过引用作为整体并入本文中。本发明是在没有政府支持下作出的且在本发明上政府没有权利。
【技术领域】
[0007]本发明涉及煤加工领域，且更具体地涉及处理团聚或各种形式的烟煤的方法，用于生产更高价值的煤衍生产物，其适合用于各种行业，包括冶金的或电力生产用途。
[0008]发明背景
[0009]有时处理处于它的原始状态的煤以改进它的效能和热能含量。所述处理可包括干燥所述煤且使所述煤经过热解工艺以去除低沸点有机化合物和更重的有机化合物。煤的热处理引起某些具有进一步提炼为运·输液体燃料和其他煤衍生的化学品的价值的挥发性烃化合物的释放。随后，所述挥发性组分能从离开所述热解工艺的流出物或气体中去除。煤的热处理凭借所述煤挥发物的放出和有机硫分解的产物使其转化成煤焦，且激发在得到的煤焦中的无机硫的磁感应性，用于随后将这样的不良组分例如粉煤灰、无机硫和汞从所述煤焦中去除。
[0010]将这些挥发性组分例如粉煤灰、无机硫和有机硫以及汞从煤焦中有效地去除是成问题的。如果团聚煤或烟煤能以将确保挥发性组分以更期望的浓度有效地从煤中去除的方式处理将是有利的，从而产生具有减少的有机硫和汞的煤焦。另外，如果能处理团聚煤以得到不团聚煤将是有帮助的。如果烟煤能以产生可将被收集来生产合成原油的第二种收入料流(即，冷凝的煤液体)的方式精制将是更有利的。期望有处理团聚的方法或对烟煤进行预处理，包括减少硫，汞和灰，释放有价值的煤液体和燃料气体，增加热值且改进得到的煤焦产品的其他的特性的方法。
[0011]发明概述
[0012]在广泛的方面，本文提供了处理煤的方法。根据本发明提供了处理煤的方法，该方法包括在干燥步骤中干燥煤，且在氧化步骤中处理所述干燥的煤以形成氧化物，这足以将所述煤转化为基本不团聚的煤。在热解步骤中将所述氧化的煤热解以形成煤焦，且冷却所述煤焦。所述干燥步骤、氧化步骤和热解步骤中的至少一个是双区步骤，所述双区步骤具有第一区和第二区，所述第二区的温度高于所述第一区的温度。
[0013]根据本发明还提供了处理煤的方法，包括在干燥步骤中干燥煤，且将所述煤在热解器中热解以形成煤焦。从所述热解器中排出流出物且使所述流出物进行冷凝过程以将所述流出物分离成液体和上气。所述上气能再循环到所述热解器中。
[0014]根据本发明还提供了处理煤的方法，包括在干燥区中干燥煤，在氧化区中处理所述干燥的煤以形成氧化物，这足以将所述煤转化为基本不团聚的煤，且在热解区中将所述氧化的煤热解以形成煤焦。冷却所述煤焦。所述干燥区、氧化区和热解区中的至少一个不仅用热气直接热源加热而且用换热器间接热源加热。
[0015]当根据附图研究时，本发明的各种优点将从以下的优选的实施方案的详细描述中展现给本领域的技术人员。
[0016]附图简述[0017]图1是处理各种类型的烟煤的方法的示意图。
[0018]图2是在图1中示出的方法的双区干燥工艺步骤的示意图。
[0019]图3是在图1中示出的方法的氧化工艺步骤的示意图。
[0020]图4是在图1中示出的方法的双区热解工艺步骤的示意图。
[0021]图5是在图1中示出的方法的双区冷却工艺步骤的示意图。
[0022]图6是油回收系统的示意图。
[0023]发明详述
[0024]下面描述的方法涉及处理团聚煤和各种类型的烟煤，用于生产煤衍生的液体(CDL)和其他高价值的煤衍生产物，例如高热值、低挥发性、低灰、低硫煤(也被称为煤焦)，其适于工业上的各种用途，包括冶金用途和电力生产。加工包括将期望量的挥发性组分从煤中去除以精制所述固体煤且产生第二种收入料流(revenue stream)。所述挥发性组分能被冷凝为煤衍生的液体，可将其收集来生产用于生产运输燃料和其他的相关产品的合成原油。
[0025]现在参照图1，示出了处理各种类型的烟煤的工艺110的示意图。其他类型的煤也能用该工艺处理。粉碎的煤的料流I通过引入到干燥器111中进行干燥步骤，在干燥器中所述煤被加热和干燥。可选地将所述煤I粉碎到穿过20目的尺寸，然后将其引入到所述干燥机111中。在一个实施方案中，将所述煤I粉碎到尺寸范围为从约负10目到约负100目。所述干燥机111可是任何合适的干燥器，例如流化床干燥器。所述干燥器111是具有第一干燥区11IA和第二干燥区IllB的双区或双阶段干燥设备。可选地所述干燥器可是单区干燥器。
[0026]所述第一干燥区IllA可以包括流化床，虽然可以使用任何合适的干燥器设置。如图2所示，在所述第一干燥区IllA中，将所述煤通过两种不同的源进行加热。首先将热气流经由线路10引经流化床或通过任何其他方式引入。这提供了直接加热，因为将所述气体直接通入与在干燥器中的煤接触。在实施方案中示出将所述热气在约450° F (232°C)的温度提供给所述第一干燥区111A，尽管所述热气能具有更高或更低的温度。可以从任何合适的源来提供所述热气。在举例说明实施方案中，通过使空气穿过换热器IOB来生产所述热气，如图2中所示。换热器IOB的热源可是任何合适的热源，例如经由线路IOC通过换热器IOB进料的传热流体供应,其进而通过传热流体线路IOF进料。所述传热流体线路IOF能通过使用来自整个工艺中的其他步骤的废热的传热流体系统来提供，且也可通过辅助的传热流体加热器或起动型传热流体加热器(start up heat transfer fluid heater)来加热，未示出。
[0027]所述第一干燥区IllA也由在IOD中示出的蒸汽换热器提供间接热量，其可以是用于封闭或捕获蒸汽流的一系列换热管道，或任何其他合适的间接换热系统。由于来自所述换热器的热被间接地提供或转移到在所述第一干燥区IllA的所述煤上，到所述煤的该热源不向所述第一干燥区加入任何气体，从而把穿过第一干燥区的气体量减至最低。减少气体吞吐量的好处是将夹带的颗粒物质最小化。用于换热器IOD的蒸汽能从任何合适的源提供，例如经由线路IOH的蒸汽源。然后将穿过所述第一干燥区IllA的蒸汽通过蒸汽线路IOJ循环且导入至火焰加热器115，在图3中示出。在所述蒸汽到达所述火焰加热器115之前，必须将所述蒸汽冷凝成水，且从而在具体的实施方案中，将所述蒸汽穿过一个或多个冷却机构。一个这样的冷却机构可以是供应有冷水的换热器，未示出。
[0028]在举例说明的实施方案中，将所述第一干燥区IllA保持在不高于约500° F(260°C)的温度下。这避免了在整个工艺中在该阶段下的有机挥发性组分的逸出，从而如果需要的话避免使流出物排至大气中。此外，所述第一干燥区提供了适合用于将在所述换热器IOD中的盘管中的蒸汽的一部分冷凝的冷却传热面。也把来自传热流体的热提供给所述第二干燥区111B，其确保了再循环来自另一个工艺步骤的热。在一个实施方案中，经由线路12在约550° F (288°C)的温度下用热气供应热量，尽管所述温度能更高或更低。所述热气能从任何合适的源提供。在举例说明的实施方案中，所述热气通过使气体穿过换热器12B来生产。用于换热器12B的热源可是任何合适的热源。在一个实施方案中，通过再循环回来自另一个工艺步骤的热的传热流体来供热。这可以是经由线路12C进料到传热流体线路10F，由传热流体线路IOF进料的传热流体的提供。
[0029]所述第二干燥区IllB也由在12D处示出的换热器提供间接的热，该换热器可以是用于封闭或捕集来自线路IOF的传热流体流的一系列换热管道，或任何其他合适的间接换热系统。换热器12D以间接的方式提供热量以最小化实际上引入到所述第二干燥区IllB的气体量。
[0030]可以看出，在所述第一干燥区和所述第二干燥区中的每一个中，不仅有热气直接热源(经由线路10和12)而且有分别地用所述换热器IOD和12D的间接热源。另外，可以看出提供给换热器IOD的间接热源即热蒸汽与提供给换热器12D的间接热源即传热流体不同。在举例说明的实施方案中，将所述第二干燥区IllB保持在温度不高于约600° F。将所述第二干燥区IllB保持在高于所述第一干燥区IllA温度的温度。通过干燥器111处理煤的结果是具有约400° F温度的干煤物流2，尽管温度可以更高或更低。
[0031]如图2所示，提供流出物回收系统IllF以接收分别地经由线路11和13从所述第一干燥区IllA和所述第二干燥区IllB排出的气体。所述流出物回收系统IllF包括旋风分离器IlA和13A，它们将所述颗粒物质分开且分别地经由颗粒返回线路IlB和13B将这样的物质返回到所述两个干燥区中。与所述颗粒物质分开的气体经由线路14从所述旋风分离器IlA和13A中排出。一些气体可经由线路14A排放到大气中。将剩余的气体分别地经由气体线路IOA和12A返回到所述干燥系统中，即所述第一干燥区IllA和所述第二干燥区IllB0可选地，可在线路14中放置水冷却换热器14B以冷却所述气体。所述冷却可导致一些冷凝，且能经由线路14C将所述冷凝液(水)去除。
[0032]在所述干燥器111中干燥以后，将所述干燥的煤2转移到实施所述煤的氧化和辅助加热工艺的氧化器112A和辅助加热区112B中，在图1和图3中示出。所述氧化步骤的目的是连续地提高所述煤和含氧气体的温度以使得所述煤颗粒变为包被了各种氧化物，从而帮助将所述煤转化为不团聚煤，以在加工上更方便。在所述氧化区112A中，将所述煤经受由线路20提供的热气且在约700° F(371°C)的温度下经由流化床引入。所述温度可更高或更低。在线路20中的热气能从任何合适的源提供。在举例说明的实施方案中，所述热气通过将空气或其他气体穿过换热器20D产生。所述气体通过风扇20A驱动经由线路20B和20C通过所述换热器20D。通过线路20提供的热气具有足以氧化所述煤颗粒表面以消除或减少所述煤的团聚属性的氧浓度。提供氧气供应线路24C以容许辅助氧气的添加。
[0033]换热器20D的热源可以是任何合适的源，例如来自火焰加热器115的热烟道气体115A的供给。可以经由线路115B把燃料例如天然气提供给所述火焰加热器115，且在氧增压供应115C处把空气或氧气提供给所述火焰加热器115。可选地，或者除所述燃料115B之外，还把工艺气体燃料或从整个工艺110产生的上气经由线路11?提供给所述火焰加热器115。可以理解其他的燃料也可以使用。在一个实施方案中，来自所述火焰加热器115的所述热烟道气体115A在约1600° F (871°C)的温度下产生。所述热气可在更高或更低温度下产生，例如范围为从约1300° F (704°C)到约1800° F (982°C)。可以看出将从所述火焰加热器115中产生的所述热烟道气体115A提供给所述换热器20D。在所述换热器20D中，将再循环的氧化气体的温度升到约700° F (371°C)的期望的温度。
[0034]另外，可以配置所述火焰加热器115以生成用于在整个煤处理工艺110中的其他步骤的蒸汽。通过所述火焰加热器115产生的蒸汽经由蒸汽线路115E传输到所述工艺的各个部分。在一个实施方案中，来自所述火焰加热器115的所述蒸汽在约1500° F (816°C)的温度下在约650PSIG(4485kPa)的压力下产生。在其他的实施方案中，所述蒸汽可在更高或更低的温度下，且在更高或更低的压力下。也把来自在20E处示出的蒸汽换热器的热提供给所述氧化区112A，所述蒸`汽换热器可以是用于封闭或捕获蒸汽流的一系列换热管道，或任何其他合适的换热系统。用于所述换热器20E的蒸汽可来自任何合适源，例如通过蒸汽线路115E从所述火焰加热器115提供的蒸汽。
[0035]所述辅助加热区112B接收来自所述氧化区112A的煤且添加额外的热。以通过线路22提供的热气的形式供热且将其在约850° F (454°C)的温度下经由流化床引入，尽管所述温度可更高或更低。在线路22中的所述热气可从任何合适的源提供。在举例说明的实施方案中，所述热气通过将空气或其他气体穿过换热器22D产生。所述气体通过风扇22A驱动经由线路22B通过所述换热器22D。与线路20中的气体相比，在线路22中的所述热气体基本上不含氧气，具有小于约0.5%的氧气含量，且在举例说明的实施方案中氧含量小于约0.02%。已经发现一旦在区域中的煤的温度达到约800° F，在煤中的油开始挥发。因此，对来自所述第一热解区的流出物的处理必须能够处理所述挥发性材料。
[0036]也把来自在22E处示出的蒸汽换热器的热提供给所述辅助加热区112B，所述蒸汽换热器可以是用于封闭或捕获蒸汽流的一系列换热管道，或任何其他合适的间接换热系统。用于所述换热器22E的蒸汽可来自任何合适源，例如通过蒸汽线路115E从所述火焰加热器115提供的蒸汽。可以看出，来自所述换热器22E的蒸汽直接向上游流入换热器20E中。
[0037]将所述辅助加热区112B保持在比所述氧化区112A更高的温度下。通过所述氧化步骤112A和辅助加热步骤112B处理所述煤的结果是具有约750° F (399°C )的温度的干燥的煤料流3，尽管温度可以更高或更低。将所述辅助加热区112B保持在比所述氧化区112A更高的温度下。
[0038]如进一步在图3中示出，提供流出物回收系统112F以分别地经由线路21和23接收从所述第一氧化区112A和辅助加热区112B排出的气体。所述流出物回收系统112F包括旋风分离器21A和23A，它们将所述颗粒物质(主要为煤粉)分离，且分别地经由颗粒返回线路21B和23B将这些物质返回到所述氧化区112A和辅助加热区112B中。与所述颗粒物质分开的气体经由线路21C和23C排出，但是不将所述气体合并。从旋风分离器21A中经由线路21C排出的气体必然地包含显著量的氧气而从旋风分离器23A中经由线路23C排出的气体目标为几乎不包含氧气。因此，将通过线路21C排出的气体经由线路24再循环到所述输入风扇20A中。可以看出能将辅助氧气从氧源24C添加到该线路。将通过线路23C排出的气体经由线路24B再循环，一些该气体经由气体线路24A返回到所述双区热解步骤113中，如在图6中示出。
[0039]然后将所述热的和干燥的煤料流3进料到具有第一热解器区113A和第二热解器区113B的所述双区热解器113中。如图1和图4所示，在所述第一热解器区113A中，所述煤经受具有约1000° F (538°C)温度的热解气体。所述温度可更高或更低。将所述热解气经由线路30提供给在第一热解器区113A中的煤。重要的是所述热解工艺在不存在氧气的情况下实施以阻止燃烧，且因此所述热解气体具有小于约0.5%的氧气含量。在举例说明的实施方案中，所述氧气含量小于约0.02%。以相似的方式，经由线路32在约1200° F(649°C)的温度下将热的贫氧气体提供给所述第二热解器区113B。经由线路30和32提供的所述热解器气体能来自任何合适的源，但是在举例说明的实施方案中，所述热气是将气体分别地穿过换热器30C和 32C产生的。可以将来自烟道气蒸汽线路30D的热提供给这些换热器，可以从任何合适的源例如来自所述火焰加热器115的烟道气蒸汽线路115A来提供该热。
[0040]用于提供给所述线路30和32的热气的可选的额外的加热系统在图4中116处示出。最终提供给所述第一热解器区113A和第二热解器区113B的所述空气和其他气体分别通过流线30和32通过风扇30A和32A引导。通过线路30F为换热器30B和32B提供来自辅助源例如传热流体的热。所述传热流体能在所述煤焦在所述冷却步骤114中的冷却过程中被加热，在图5中示出。通常地，将所述传热流体线路限制在不高于约600° F (316°C)的温度。以这种方式将热量从所述冷却区114A循环到所述第一热解器区113A和第二热解器区113B，从而提高所述工艺的效率。
[0041]也将来自在30E和32E示出的蒸汽换热器的热间接地提供给所述第一热解区113A和第二热解区113B。所述蒸汽换热器可以是用于封闭或捕获蒸汽流的一系列换热管道，或任何其他合适的间接换热系统。用于所述换热器30E和32E的蒸汽可来自任何合适的源，例如通过蒸汽线路115E从所述火焰加热器115提供的蒸汽。可以看出用于换热器30E的蒸汽来自所述换热器32E。
[0042]将所述第二热解区113B保持在比所述第一热解区113A更高的温度下。将所述煤通过所述热解步骤113处理的结果是具有约1050° F的温度的热解的煤的料流4，尽管温度可以更高或更低。
[0043]如进一步在图4中示出，提供流出物回收系统113F以接收分别地经由线路31和33从所述第一热解器区113A和第二热解区113B排出的气体。所述流出物回收系统113F包括旋风分离器31A和33A，它们将所述颗粒物质(主要为煤粉和焦粉)分离，且分别地经由颗粒返回线路31B和33B将这些物质返回到所述第一热解器区113A和第二热解区113B中。与所述颗粒物质分开的气体经由线路31C和33C排出，分别地到所述油回收段117 (在图6中示出)用于挥发性物质的冷凝和从所述流出物中回收油和焦油。
[0044]然后将所述热解的煤4提供给所述冷却段114，在图1和图5中示出。所述冷却段具有第一冷却区114A和第二冷却区114B。将冷却气分别通过风扇40A和42A驱动通过线路40和42提供给所述第一冷却区114A和第二冷却区114B。通过线路40和42驱动的所述冷却气能来自任何合适的源。在一个实施方案中，所述气体通过将来自所述冷却器流出物处理系统114F的气体进行循环而提供，如图6中所示。换热器40E和42E分别位于所述区114A和114B内以从所述热解的煤4中回收热。所述换热器40E和42E可以是任何合适的将来自所述裂解的煤4的热量传递给穿过线路40B的热吸收介质的机构。在举例说明的实施方案中所述换热器40E和42E是间接换热器，其不添加气流到所述区114A和114B中。
[0045]如图5所示，所述裂解器流出物处理系统114F包括分别用于区114A和114B的旋风分离器41A和43A。在所述冷却工艺过程中放出的气体分别地经由流出物线路41和43去除，且进料到所述旋风分离器41A和43A中。例如煤和焦粉的固体经由线路41B和43B回落到所述区114A和114B中，且将所述流出物的气体部分分别地经由线路41C和43C去除，用于进一步处理。这样的处理可包括经由换热器41D和43D进一步热回收，且将所述换热器41D和43D的输出41E和43E经由返料到所述冷却段114的冷却气返回线路44返回或再循环。经由传热流体系统46通过传热介质例如油来用所述换热器41D和43D进一步移除热量。
`[0046]通过所述冷却步骤114处理所述煤的结果是具有温度为约300° F (149°C )煤焦料流5，尽管温度可以更高或更低。
[0047]如图6所示，所述油回收系统117包括吸收器34和35。吸收器34通过排放管31C由所述第一热解器区113A供料。所述吸收器34的作用是将在排出料流31C中的挥发性物质冷凝且将所述物质分离成在34B作为液体流抽出的液体部分，例如油和焦油。以类似的方式，吸收器35通过排放管33C由所述第二热解器区113B供料。所述吸收器35的作用是将在排出料流33C中的挥发性物质冷凝且将所述物质分离成在35B作为液体流抽出的液体部分，例如油和焦油。通常地，在34B抽出的所述液体将比在35B抽出的所述液体具有更低的沸点。所述吸收器可以是用来冷却和冷凝来自所述热解器段113的排出料流31C和33C的挥发性物质的任何合适的机构。所述排出料流3IC和33C在至少800° F (427°C )或更高的高温下进入所述吸收器34、35，且在所述吸收器34、35中的排出料流的冷却通过经由是流体换热器系统一部分的冷却的传热流体线路46将传热流体穿过所述吸收器部分地实施或完成。
[0048]可以理解的是，辅助加热器，未示出，能可选地在启动期间用来将所述传热流体加热到正确的操作温度。这将利于在工艺启动或短暂关闭期间加热所述第二干燥区111B。另外，蒸汽线路换热器，未示出，也可在启动或短暂关闭期间用于加热所述传热流体。
[0049]如图所示，将来自所述第一热解器区113A的流出物气体和液体与来自所述第二热解器区113B的流出物气体和液体保持分离，从而生产分离的液体料流，即蒸汽34B和35B。由于来自所述第一热解器区113A的挥发性流出物31比来自所述第二热解器区113B的挥发性流出物33温度更低，能从所述两个区中将不同的烃馏分去除。来自所述第一热解器区113A的流出物31的温度可在从约700° F (371°C)到约900° F (482°C)的范围内，且在具体的实施方案中所述温度为约800° F(427°C)。来自所述第二热解器区113B的流出物33的温度可在约900° F (482°C)到约1100° F (593°C)范围内，且在具体的实施方案中所述温度为约1000° F (538°C)。
[0050]用于处理煤的系统110的优点之一是提高了效率，因为将从所述辅助加热区112B排出的气体和从所述第一热解器区113A和所述第二热解器区113B排出的气体(分别地经由线路24A、34A和35A)再循环回所述第一热解区和第二热解区。这是特别有利的，因为所述组合物有利地提高了通过所述热解区再循环的所述气体的平均比热。通过使用相对高比热的气体料流来将直接的热量传递给正在所述热解室中热加工的煤，所述传热过程将变得更加有效。可以用更少量的气体传递或转移相同量的热。来自所述天然气和空气燃烧的正常的惰性烟道气将具有约0.289Btu/磅。F(l.210kJ/Kg°C )的比热。在标准温度和压力下的干空气将具有0.24Btu/lb° F(1.005kJ/Kg°C )的比热。水蒸气在60° F(16°C )下具有0.48(2.0101^/敁°0的比热和100%的相对湿度。甲烷在60° F(16°C)下具有0.554(2.319kJ/Kg°C )的比热。可以看出能使用可得气体的组合来开发高比热的上气。在举例说明的实施方案中，将氮气从燃烧的烃燃料中排除，特别是因为氮气具有0.25(1.047kJ/Kg°C )的相当低的比热且氮气的量超过生产的烟道气的70%。从而，对于所述热解区，使用具有比热约0.5Btu/lb-F(2.013kJ/Kg°C )的数量级的气体组分的混合物是有利的。可选地，在所述系统中放置除硫机构24D以从所述系统中去除不期望的硫。硫的料流在24E处示出 。
[0051]实施例1
[0052]对从热解工艺中排出的气体的上气组成进行了化学分析。在进行分析之前，将硫组分(COS)去除。结果在表1中示出。合并的气体的混合物在1200° F(649°C )下具有0.537(2.248kJ/Kg°C )的比热。在所述混合物中的一些气体具有随着温度增加而增加的比热。
[0053]表1
[0054]用于热解的上气组成
【权利要求】
1.一种处理煤的方法，该方法包括: 在干燥步骤中干燥煤； 在氧化步骤中处理所述干燥的煤以形成氧化物，这足以将所述煤转化为基本不团聚的煤； 在热解步骤中将所述氧化的煤热解以形成煤焦；和 冷却所述煤焦； 其中所述干燥步骤、氧化步骤和热解步骤中的至少一个是在两个不同的区中实施的双区步骤，所述双区步骤具有第一区和第二区，所述第二区的温度高于所述第一区的温度。
2.权利要求1的方法，其中所述干燥步骤是双区步骤，所述煤最初在第一干燥区中进行干燥，并随后在第二干燥区中加热，所述第二干燥区的温度高于所述第一干燥区的温度。
3.权利要求2的方法，包括沿着第一干燥器出口流动路径从所述第一干燥区排出气体和沿着与所述第一干燥器出口流动路径不同的第二干燥器出口流动路径从所述第二干燥器区排出气体。
4.权利要求2的方法，其中既间接地向所述第一干燥区和第二干燥区提供热量，其中不向所述干燥区提供额外气体；也直接地向所述第一干燥区和第二干燥区提供热量，其中通过向所述干燥区提供气体而加入热量。
5.权利要求1的方法，其中在所述氧化区中的温度保持在低于约500°F (260°C)。
6.权利要求1的方法，其中所述热解步骤是双区步骤，其中所述煤最初在第一热解区中热解，并随后在第二热解区`中加热，所述第二热解区的温度高于所述第一热解区的温度。
7.权利要求6的方法，包括沿着第一热解出口流动路径从所述第一热解区排出流出物气体和沿着与所述第一热解出口流动路径不同的第二热解出口流动路径从所述第二热解区排出流出物气体。
8.权利要求7的方法，其中对从所述第一热解器区排出的流出物气体进行冷凝过程以将所述流出物分离成液体和上气，且对从所述第二热解器区排出的流出物气体进行冷凝过程以将所述流出物分离成液体和上气，其中将来自所述第一热解器区的所述流出物气体和液体与来自所述第二热解器区的所述流出物气体和液体保持分离，从而生产分离的液体料流。
9.权利要求1的方法，其中所述冷却步骤是双区步骤，所述煤最初在第一冷却区冷却，并随后在第二冷却区冷却。
10.权利要求1的方法，其中既间接地将热量从所述冷却区移走，其中不向所述冷却区提供额外气体；也直接地将热量从所述冷却区移走，其中通过向所述冷却区提供气体而移走热量。
11.权利要求1的方法，其中所述干燥步骤是双区步骤，所述煤最初在第一干燥区干燥，并随后在第二干燥区加热，为所述第一干燥区提供来自第一间接源头的热量，且为所述第二干燥区提供来自与所述第一源头不同的第二间接源头的热量，且第二干燥区的温度高于所述第一干燥区的温度。
12.权利要求11的方法，其中为所述第一干燥区提供来自蒸汽的间接的热量，且为所述第二干燥区提供来自传热流体的间接的热量。
13.权利要求12的方法，其中通过蒸汽提供的所述间接的热量是通过蒸汽换热器实现的，且其中将提供给间接换热器的所述料流的一部分在所述蒸汽换热器中冷凝。
14.权利要求1的方法，其中为所述氧化步骤提供来自所述热解步骤的废热。
15.权利要求1的方法，其中为所述干燥步骤提供来自所述氧化步骤的废热。
16.处理煤的方法，该方法包括: 在干燥步骤中干燥煤； 将所述煤在热解器中热解以形成煤焦，包括从所述热解器中排出流出物； 将所述流出物进行冷凝过程以将所述流出物分离成液体和上气；和 将所述上气再循环到所述热解器中。
17.权利要求16的方法，其中所述热解器是具有第一热解器区和第二热解器区的双阶段热解器，且所述冷凝过程配置为使得从所述第一热解器区排出的所述流出物气体进行冷凝过程以将所述流出物分离成液体和上气，且对从所述第二热解器区排出的所述流出物气体进行冷凝过程以将所述流出物分离成液体和上气，其中将来自所述第一热解器区的所述流出物气体和液体与来自所述第二热解器区的所述流出物气体和液体保持分离，从而生产分离的液体料流。
18.权利要求16的方法，其中所述上气的比热在1200°F(649°C)下高于约0.50Btu/Ib-F (2.013kJ/Kg°C )。
19.处理煤的方法，该方法包括: 在干燥区中干燥煤； 在氧化区中处理 所述干燥的煤以形成氧化物，其足以将所述煤转化为基本不团聚的煤； 在热解区中将所述氧化的煤热解以形成煤焦；和 冷却所述煤焦； 其中所述干燥区、氧化区和热解区中的至少一个不仅用热气直接热源加热而且用换热器间接热源加热。
20.权利要求19的方法，其中所述干燥区、所述氧化区和所述热解区中的每一个不仅用热气直接热源加热而且用换热器间接热源加热。
【文档编号】C10B57/10GK103874753SQ201280050296
【公开日】2014年6月18日 申请日期:2012年9月12日 优先权日:2011年9月13日
【发明者】富兰克林·G·林克 申请人:富兰克林·G·林克