一种回收高温热解气体热量的系统及方法与流程

本发明属于煤化工技术领域，具体地，涉及一种回收高温热解气体热量的系统及方法。

背景技术：

煤热解提质技术按照热解温度可分为低温(500-600℃)热解和中温(600-800℃)热解；根据供热介质不同，热解提质技术又可分为气相热载体热解技术、固相热载体热解技术以及特殊的蓄热式热解技术。诸多技术，在高温热解过程中，煤气出口温度达到850℃甚至更高，并携带了少量焦油、大量粉尘以及大量的热量，为后续煤气净化及焦油回收带来较高难度。对大量高温煤气的热量进行回收，一方面降低气体除尘的难度，一方面提高系统的经济效益；因此，合理有效的利用是实施过程中的关键。

目前高温煤气的冷却主要有两种方法，一是类似气化煤气激冷工艺，对高温煤气直接喷水进行冷却；二是煤气经过废热锅炉换热生产蒸汽。

其中，煤气激冷工艺的代表为texaco气化煤气激冷技术；煤气冷却过程主要是在激冷室中进行。激冷室主要由激冷环、下降管和上升管组成。激冷水有激冷环分配室的小孔喷射进入激冷室。激冷水通过激冷环室下环形槽缝流出，在下降管内表面形成均匀液膜，与高温气化煤气并流接触，发生热质同时传递过程煤气降温。这种技术的缺点是本身不节能并造成能源的浪费，没有对煤气中的热量进行回收，由于洗涤水和煤气是直接接触产生洗涤污水并且处理困难，带来严重的环境污染。而且褐煤热解温度比气化温度低，相对气化技术，煤气中携带焦油量较高，后续的油水尘分离难度较高，更容易出现堵塞的问题，影响系统运行周期。

另一种对煤气热量进行回收的是在煤气出口管道上增加废热锅炉，在换热器里与荒煤气间接换热，加热后的水在汽包里闪蒸生产低压饱和蒸汽，可回收荒煤气显热达35％，但在煤气中的焦油和粉尘的影响下，存在换热效率急剧下降的问题，导致后续系统运行安全性降低。

技术实现要素：

针对现有技术的不足，本发明提供了一种效率高且节能环保的回收高温热解气体热量的技术，能解决高温热解煤气热量回收运行稳定性及安全性，还能降低高温热解煤气净化系统成本。

本发明提供的回收高温热解气体热量的系统，包括：

快速热解炉，设有热解料入口、高温热解气体出口和半焦出口；

雾化激冷器，设有高温热解气体入口、激冷水入口、热解气体出口，所述高温热解气体入口与所述快速热解炉的高温热解气体出口相连；沿着气体流动的方向，所述雾化激冷器依次设有活化反应区、激冷抑尘区、激冷控温区，所述活化反应区、所述激冷抑尘区和所述激冷控温区设有喷头，所述激冷水入口设置在所述喷头上；

除尘装置，设有热解气体入口、除尘气体出口和粉尘出口，所述热解气体入口与所述雾化激冷器的热解气体出口相连；

分级冷凝式换热器，设有除尘气体入口、软水入口、冲洗水入口、气液混合物出口、蒸汽出口和污水出口，所述除尘气体入口与所述除尘装置的除尘气体出口相连；沿着气体流动的方向，所述分级冷凝式换热器依次设有高温段、中温段和低温段，所述高温段、所述中温段和所述低温段分别设有气体入口和气体出口，所述软水入口设置在所述低温段上；

气液分离器，设有气液混合物入口、油水混合物出口和煤气出口，所述气液混合物入口与所述分级冷凝式换热器的气液混合物出口相连；

油水分离器，设有油水混合物入口、焦油出口和凝结水出口，所述油水混合物入口与所述气液分离器的油水混合物出口相连；

雾化增压泵，设有凝结水入口和增压水出口，所述凝结水入口与所述油水分离器的凝结水出口相连，所述增压水出口分别与所述雾化激冷器的激冷水入口和所述分级冷凝式换热器的冲洗水入口相连。

在本发明的一些实施例中，所述活化反应区的喷头环形布置于管道周围。

在本发明的一些实施例中，所述激冷抑尘区的喷头布置在管道上部110°-130°的范围内，布置有3-5组。

在本发明的一些实施例中，所述激冷控温区的喷头布置在管道内部。

在本发明的一些实施例中，所述系统还包括制冷装置和深冷装置；

所述制冷装置设有蒸汽入口和制冷水出口，所述蒸汽入口与所述分级冷凝式换热器的蒸汽入口相连；

所述深冷装置设有制冷水入口、煤气入口和低温煤气出口，所述制冷水入口与所述制冷装置的制冷水出口相连，所述煤气入口与所述气液分离器的煤气出口相连。

本发明提供的利用上述系统回收高温热解气体热量的方法，包括如下步骤：

将热解料送入所述快速热解炉中进行热解，获得高温热解气体和半焦；

将所述高温热解气体送入所述雾化激冷器中进行降温，得到温度为250℃-550℃的热解气体；

将所述热解气体送入所述除尘装置中去除粉尘，获得除尘气体；

将所述除尘气体送入所述分级冷凝式换热器中与软水换热，所述除尘气体中的水蒸汽和焦油冷凝，所述软水被加热，获得气液混合物和蒸汽；

将所述气液混合物送入所述气液分离器中进行分离，获得油水混合物和煤气；

将所述油水混合物送入所述油水分离器中进行分离，获得油和凝结水；

将所述凝结水通过所述雾化增压泵增压后，分别作为激冷水送入所述雾化激冷器中，作为冲洗水送入所述分级冷凝式换热器中。

在本发明的一些实施例中，将所述蒸汽作为热源进行供热，获得的制冷水用于进一步降低所述煤气的温度。

在本发明的一些实施例中，将所述雾化激冷器的活化反应区的温度控制在750℃-830℃。

在本发明的一些实施例中，所述雾化激冷器的活化反应区喷入的激冷水量为总激冷水量的1/5-1/4，所述激冷抑尘区喷入的激冷水量为总激冷水量的1/2-3/5，所述激冷控温区喷入的激冷水量为总激冷水量的1/5-1/4。

在本发明的一些实施例中，所述分级冷凝式换热器中温段的气体入口温度为320℃-360℃，所述低温段的气体入口的温度为120℃-180℃。

本发明避免了常规热量回收技术可能导致的由于粉尘焦油等影响造成的后系统超温的安全隐患，因而能解决高温热解煤气热量回收运行稳定性及安全性。

本发明回收显热加潜热，热利用效率高，水量循环小，仅需初期补充部分激冷用水，正常运行过程依靠热解本身生成水，效率高且节能环保。

此外，由于所用的雾化激冷器喷入水产生的蒸汽量增加的体积低于由于温度降低导致的工况体积降低，可降低除尘设备处理量，而且由于温度降低，除尘设备选材等级降低，因而系统的运行成本低廉。

本发明的附加方面和优点将在下面的描述中部分给出，部分将从下面的描述中变得明显，或通过本发明的实践了解到。

附图说明

图1为本发明实施例中的一种回收高温热解气体热量的系统的结构示意图。

图2为本发明实施例中的一种雾化激冷装置的结构示意图；其中，a为整体结构示意图，b为活化反应区a的纵截面示意图，c为激冷抑尘区b的纵截面示意图，d为激冷控温区c的纵截面示意图。

图3为本发明实施例中的一种热量回收装置的结构示意图。

图4为本发明实施例中的一种回收高温热解气体热量的工艺流程图。

具体实施方式

以下结合附图和实施例，对本发明的具体实施方式进行更加详细的说明，以便能够更好地理解本发明的方案以及其各个方面的优点。然而，以下描述的具体实施方式和实施例仅是说明的目的，而不是对本发明的限制。

需要说明的是，本发明中的术语“上”、“下”、“左”、“右”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明，而不是要求本发明必须以特定的方位构造和操作，因此，不能理解为对本发明的限制。

图1所示为本发明优选的一种回收高温热解气体热量的系统，其包括进料储仓1、快速热解炉2、雾化激冷器3、除尘装置4、分级冷凝式换热器5、气液分离器6、油水分离器7、雾化增压泵8、制冷装置9和深冷装置10。

进料储仓1设有原料入口101、原料出口102。

快速热解炉2设有热解料入口201、高温热解气体出口202和半焦出口203，热解料入口201与进料储仓1的原料出口102相连。

雾化激冷器3设有高温热解气体入口301、激冷水入口302和热解气体出口303，高温热解气体入口301与快速热解炉2的高温热解气体出口202相连。

除尘装置4设有热解气体入口401、除尘气体出口402和粉尘出口403，热解气体入口401与雾化激冷器3的热解气体出口303相连。

分级冷凝式换热器5设有除尘气体入口501、软水入口502、冲洗水入口503、蒸汽出口504和气液混合物出口505，除尘气体入口501与除尘装置4的除尘气体出口402相连。

气液分离器6设有气液混合物入口601、油水混合物出口602和煤气出口603，气液混合物入口601与分级冷凝式换热器5的气液混合物出口505相连。

油水分离器7设有油水混合物入口701、焦油出口702和凝结水出口703，油水混合物入口701与气液分离器6的油水混合物出口602相连。

雾化增压泵8设有凝结水入口801和增压水出口802，凝结水入口801与油水分离器7的凝结水出口703相连，增压水出口802分别与雾化激冷器3的激冷水入口302、分级冷凝式换热器5的冲洗水入口503相连。

制冷装置9设有蒸汽入口901和制冷水出口902，蒸汽入口901与分级冷凝式换热器5的蒸汽出口504相连。

深冷装置10设有制冷水入口1001、煤气入口1002和低温煤气出口1003，制冷水入口1001与制冷装置9的制冷水出口902相连，煤气入口1002与气液分离器6的煤气出口603相连。

需要特别说明的是，进料储仓1、制冷装置9和深冷装置10并不是实现本发明目的所必须的装置，可根据实际需要进行相应的增减。

雾化激冷器3和分级冷凝式换热器5是本发明的核心装置，其结构如图2和图3所示，本发明其他装置为本领域常用装置，在此不对其结构进行赘述。

如图2a所示，沿着气体流动的方向(即为图中横向箭头方向，图2a中305为主气管道)，雾化激冷器3依次设有活化反应区a、激冷抑尘区b和激冷控温区c，活化反应区a、激冷抑尘区b和激冷控温区c设有喷头304，激冷水入口302设置在喷头304上。

为了使喷入的激冷水扰乱管内气流流场，增加传热效果，迅速气化，在本发明优选的实施例中，喷入的激冷水垂直于气体流动的方向，即将活化反应区a的喷头304环形布置于管道周围，如图2b所示(图中的箭头所示为激冷水喷入的方向)。

喷入的激冷水为加压水，经喷头304喷入后变为水雾，热解气中的水蒸气分压增加，热解气中携带的粉尘活性较高，可进行一定程度的水煤气反应，可进一步将粉尘的碳转化到热解气中，增加有效气含量。

激冷抑尘区b主要是对高温热解气进行降温，在本发明优选的实施例中，激冷抑尘区b的喷头304布置在管道上部110°-130°的范围内，布置有3-5组。此时，喷入的激冷水集中在管道上半部分(如图2c所示，图中的箭头所示为激冷水喷入的方向)，在降温过程中随着气体体积流量的变化，部分粉尘在自身重力的作用下沉降，起到了一定的抑尘作用。

激冷控温区c主要是为了控制输出热解气的温度，保证后续除尘设备的安全稳定使用。在本发明优选的实施例中，激冷控温区c的喷头304布置在管道内部，顺气流方向喷入(如图2d所示，图中的箭头所示为激冷水喷入的方向)。

由于所用的雾化激冷器喷入水产生的蒸汽量增加的体积低于由于温度降低导致的工况体积降低，可降低除尘设备处理量，而且由于温度降低，除尘设备选材等级降低，因而系统的运行成本低廉。

通过循环激冷水的加入，分级进行激冷降温，一方面将部分热解气热量用于粉尘的水煤气反应吸热，一方面将部分荒煤气热量用于少量甲烷转化反应吸热，大部分热解气显热通过蒸汽潜热吸收，增加热解气中的水含量，降低热量回收过程凝液中的油水比例。

分级冷凝式换热器5为热量回收装置，如图3所示，沿着气体流动的方向(从上至下，图中未示出)，分级冷凝式换热器5依次设有高温段d、中温段e和低温段f，高温段d、中温段e和低温段f分别设有气体入口和气体出口(图中未示出)，软水入口502设置在低温段f上。除尘气体入口501和蒸汽出口504设置在高温段d的上方，冲洗水入口503和气液混合物出口505设置在低温段f的下方，其中，气液混合物出口505设置在分级冷凝式换热器5的最底端。

高温热解气有一定ch4含量，且携带大量粉尘，通过分级喷入的冲洗水，在高温段d会发生一定的甲烷水蒸气转化反应以及水煤气反应，提高热解气中有效成分h2/co含量，同时还消耗部分已生成的热解水。通过一定量冲洗水的加入，热解气中焦油蒸汽分压降低，有利于减轻焦油的二次反应。

如图4所示，本发明提供的回收高温热解气体热量的方法，包括如下步骤：

将热解料送入快速热解炉2中进行热解，获得高温热解气体和半焦。半焦收集后另作他用。

将高温热解气体送入雾化激冷器3中进行降温，得到温度为250℃-550℃的热解气体。

将热解气体送入除尘装置4中去除粉尘，获得除尘气体。

将除尘气体送入分级冷凝式换热器5中与软水换热，除尘气体中的水蒸汽和焦油冷凝，软水被加热，获得气液混合物和蒸汽。

将气液混合物送入气液分离器6中进行分离，获得油水混合物和煤气。

将油水混合物送入油水分离器7中进行分离，获得焦油和凝结水。获得的焦油作为产品进入后加工段，具体工艺此处不进行赘述。

将凝结水通过雾化增压泵8增压后，分别作为激冷水送入雾化激冷器3中，作为冲洗水送入分级冷凝式换热器5中。若还有剩余水，则送入污水处理单元进行处理，具体工艺此处不进行赘述。

同前所述，在有制冷装置9和深冷装置10的情况下，可将蒸汽作为热源进行供热，获得的制冷水用于进一步降低煤气的温度。当然，也可将其作为其他供热源。

在本发明优选的实施例中，将雾化激冷器3的活化反应区a的温度控制在750℃-830℃，有利于喷入的激冷水迅速气化，从而提高热解气中水蒸气的分压，并发生一定程度的水煤气反应。

为了保证后续除尘装置4的使用，雾化激冷器3的激冷控温区c出口热解气的温度优选控制在250℃-350℃或460℃-550℃。

在本发明优选的实施例中，雾化激冷器3的活化反应区a喷入的激冷水量为总激冷水量的1/5-1/4，激冷抑尘区b喷入的激冷水量为总激冷水量的1/2-3/5，激冷控温区c喷入的激冷水量为总激冷水量的1/5-1/4。通过控制激冷水的喷入量来控制不同区域中热解气的温度，以达到相应的效果。

在本发明优选的实施例中，分级冷凝式换热器5的中温段e的气体入口温度为320℃-360℃，低温段f的气体入口的温度为120℃-180℃。在低温段f中，热解气与逆向来的软水换热，大量的水蒸汽冷凝，同时配合冲洗水对中温段e冷凝的焦油进行冲刷，混合流向出料口。中温段e的热解气与低温段f产生的100℃-150℃汽水混合物进行换热，温度降低至焦油露点以下，但由于各介质温度较高，焦油流动性较好，加之换热管采用顺气流方向，焦油容易顺着管壁流入下段。高温段d以辐射传热方式，对中温段e产生蒸汽进一步过热。

下面参考具体实施例，对本发明进行说明。下述实施例中所取工艺条件数值均为示例性的，其可取数值范围如前述发明内容中所示，对于未特别注明的工艺参数，可参照常规技术进行。下述实施例所用的检测方法均为本行业常规的检测方法。

实施例1

本实施例采用图1所示的系统回收高温热解气体热量。其中，活化反应区a的喷头304环形布置于管道周围，激冷抑尘区b的喷头304布置在管道上部110°的范围内、布置有3组，激冷控温区c的喷头304布置在管道内部。

粉煤从进料储仓1进入到快速热解炉2中采用下行式热解方式进行热解，原料粒径小于6mm。快速热解炉2热解后产生的高温热解气的温度为850℃，粉尘含量50-150g/nm3，焦油含量20-50g/nm3。

将高温热解气体送入雾化激冷器3中进行降温，得到温度为480-550℃的热解气体。雾化激冷器3的活化反应区a的温度控制在750℃-830℃。活化反应区a喷入的激冷水量为总激冷水量的1/5，激冷抑尘区b喷入的激冷水量为总激冷水量的3/5，激冷控温区c喷入的激冷水量为总激冷水量的1/5。

将热解气体送入除尘装置4中去除粉尘，获得除尘气体。除尘气体的粉尘含量小于50mg/nm³。

将除尘气体送入分级冷凝式换热器5中与软水换热，除尘气体中的水蒸汽和焦油冷凝，软水被加热，获得气液混合物和蒸汽。中温段e的气体入口温度为320℃-360℃，低温段f的气体入口的温度为120℃-180℃。产生的蒸汽的压力为3.8mpa，温度为450℃；气液混合物的温度为70℃-82℃。

将气液混合物送入气液分离器6中进行分离，获得油水混合物和煤气。

将油水混合物送入油水分离器7中进行分离，获得焦油和凝结水。

将凝结水通过雾化增压泵8增压后，分别作为激冷水送入雾化激冷器中，作为冲洗水送入分级冷凝式换热器中。

实施例2

本实施例采用图1所示的系统回收高温热解气体热量。其中，活化反应区a的喷头304环形布置于管道周围，激冷抑尘区b的喷头304布置在管道上部130°的范围内、布置有5组，激冷控温区c的喷头304布置在管道内部。

粉煤从进料储仓1进入到快速热解炉2中采用下行式热解方式进行热解，原料粒径小于3mm。快速热解炉2热解后产生的高温热解气的温度为900℃，粉尘含量100-180g/nm3，焦油含量1-5g/nm3。

将高温热解气体送入雾化激冷器3中进行降温，得到温度为280-350℃的热解气体。雾化激冷器3的活化反应区a的温度控制在750℃-830℃。活化反应区a喷入的激冷水量为总激冷水量的1/4，激冷抑尘区b喷入的激冷水量为总激冷水量的1/2，激冷控温区c喷入的激冷水量为总激冷水量的1/4。

将热解气体送入除尘装置4中去除粉尘，获得除尘气体。除尘气体的粉尘含量小于50mg/nm³。

将除尘气体送入分级冷凝式换热器5中与软水换热，除尘气体中的水蒸汽和焦油冷凝，软水被加热，获得气液混合物和蒸汽。中温段e的气体入口温度为320℃-360℃，低温段f的气体入口的温度为120℃-180℃。产生的蒸汽的压力为1.6mpa，温度为201℃；气液混合物的温度为60℃-70℃。

将气液混合物送入气液分离器6中进行分离，获得油水混合物和煤气。

将油水混合物送入油水分离器7中进行分离，获得焦油和凝结水。

将凝结水通过雾化增压泵8增压后，分别作为激冷水送入雾化激冷器中，作为冲洗水送入分级冷凝式换热器中。

将蒸汽作为热源送入制冷装置9中进行供热，获得的制冷水送入深冷装置10中用于进一步降低煤气的温度。

从上述实施例可知，本发明避免了常规热量回收技术可能导致的由于粉尘焦油等影响造成的后系统超温的安全隐患，因而能解决高温热解煤气热量回收运行稳定性及安全性。

本发明回收显热加潜热，热利用效率高，水量循环小，仅需初期补充部分激冷用水，正常运行过程依靠热解本身生成水，效率高且节能环保。

显然，上述实施例仅仅是为清楚地说明本发明所作的举例，而并非对实施方式的限定。对于所属领域的普通技术人员来说，在上述说明的基础上还可以做出其它不同形式的变化或变动。这里无需也无法对所有的实施方式予以穷举。而由此所引申出的显而易见的变化或变动仍处于本发明的保护范围之中。