一种煤分级转化系统和煤分级转化方法与流程

本发明涉及煤炭转化技术领域，具体涉及一种煤分级转化系统和煤分级转化方法。

背景技术：

我国煤炭资源储量和产量分布极不均匀，低阶煤所占比例较高，超过全国煤炭总储量的50％。目前，国内的煤炭利用方式以直接燃烧为主，未能实现资源的高值化利用，同时会排放大量的污染物。通过热解直接提取煤中的挥发分，获得焦油、热解气和半焦，是对低阶煤进行提质利用的有效方法。半焦是低阶煤热解的主要产物，其质量占原料煤重量的50％～70％。目前，大多数热解工艺将半焦冷却后，排出热解炉进行燃烧或发电，不仅造成能量的浪费，而且需要解决半焦的运输问题。因此，迫切需要对低阶煤热解产生的半焦进行高效洁净利用的研究，开辟半焦利用的新途径。

煤热解和半焦气化耦合工艺是实现半焦资源化利用的有效途径，其以煤热解为基础，对所得半焦进行气化，并循环利用气化过程产生的气体及气体显热。该工艺能够得到合成气及高附加值的焦油产品，实现煤的分级利用及经济效益的最大化。

技术实现要素：

本发明旨在提出一种煤分级转化系统和煤分级转化方法，用于煤炭的热解气化处理，能够实现煤的分级分质利用，所得到的热解油气品质较好，能源利用效率较高。

本发明首先提供了一种煤分级转化系统，包括热解炉、旋风分离器、气化炉。

所述热解炉具有煤入口、气化气入口、半焦出口、热解气出口，其中，所述煤入口位于所述热解炉上部，所述气化气入口位于所述热解炉中下部。

所述旋风分离器具有热解气入口、除尘热解气出口、粉尘出口，所述热解气入口与所述热解炉的热解气出口连接。所述除尘热解气出口位于所述旋风分离器上部，所述粉尘出口位于所述旋风分离器下部。

所述气化炉位于所述热解炉下方，所述气化炉的底部设置有气体分布器，所述气化炉具有半焦入口、气化剂入口、粉尘入口、气化气出口、气化灰渣出口，所述半焦入口与所述热解炉的半焦出口连接，所述气化气出口与所述热解炉的气化气入口连接，所述粉尘入口与所述旋风分离器的粉尘出口连接，并且，所述气化剂入口和所述气化灰渣出口设置在所述气化炉底部，所述半焦入口和粉尘入口位于所述气化剂入口上方。

作为本发明优选的实施方案，所述热解炉包括上部的辐射管加热区和下部的气化气加热区，所述辐射管加热区的高度占所述热解炉高度的1/2～2/3。

进一步地，所述系统还包括第一料仓和第一给料器。所述第一给料器的出料口与所述热解炉的煤入口连接，所述第一料仓位于所述第一给料器上方，所述第一料仓的出料口与所述第一给料器的进料口连接。

进一步地，所述气化炉上部设置有煤入口，所述系统还包括第二料仓和第二给料器。所述第二给料器的出料口与所述气化炉的煤入口连接，所述第二料仓位于所述第二给料器上方，所述第二料仓的出料口与所述第二给料器的进料口连接。

作为本发明优选的实施方案，所述热解炉的半焦出口与所述气化炉的半焦入口通过料腿连接，所述料腿上安装有阀门，所述阀门控制半焦进入所述气化炉的量。

作为本发明优选的实施方案，所述热解炉上设置有多组所述气化气入口，所述多组气化气入口沿所述热解炉轴向分布。每组所述气化气入口包括多个进气孔，所述多个进气孔沿所述热解炉径向等间距分布，并且，上下相邻的进气孔交错分布，使得所述进气孔在所述热解炉上呈螺旋式排布。

本发明还提出了一种利用上述系统进行煤分级转化的方法：

a、将煤送入所述热解炉中进行热解反应，得到半焦和含粉尘的热解气；

b、所述热解气经由所述热解气出口送入所述旋风分离器，经分离除尘，得到除尘热解气和粉尘；

c、所述半焦和粉尘分别经由所述半焦入口和粉尘入口送入所述气化炉中，并经由所述气化剂入口通入气化剂，所述半焦和粉尘在所述气化剂作用下发生气化反应，得到气化气和气化灰渣；

d、将所述气化气经由所述气化气入口送入所述热解炉中，所述气化气与煤在所述热解炉中接触发生热解反应。

作为本发明优选的实施方案，所述气化剂选用氧气和水蒸气或选用空气和水蒸气；控制氧气与半焦的质量比为(0.3～0.6):1，水蒸气与半焦的质量比为(0.6～1)：1。

作为本发明优选的实施方案，控制所述热解反应的温度为700～900℃，压力为0.05～0.6mpa。

进一步地，控制所述气化反应的温度为1000～1200℃，压力为0.1～1mpa。

本发明提供的系统和方法能够实现煤的分级转化和利用，煤中易转化的物质在较温和的条件下进行热解转变为热解气、半焦等，半焦再采用高温气化的方式在气化炉进行气化反应，提高了总的反应的速率和碳转化率。并且，热解反应产生的半焦无需冷却直接送入气化炉中进行气化反应，气化反应产生的高温气化气又返回热解炉中为热解反应供热，实现了热量的自给自足，提高了系统热效率和能源利用率。同时，由于气化气中含有的h2能在高温下与热解产物焦油中的非饱和化合物发生加氢反应，提高了焦油产物的品质。

附图说明

图1为本发明其中一种实施方案的煤分级转化系统示意图。

图2为本发明其中一种实施方案的煤分级转化系统示意图。

图3为本发明的煤分级转化方法流程示意图。

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。

如图1和图2所示，为本发明提出的煤分级转化系统的其中两种实施方案，系统包括热解炉、旋风分离器、气化炉。

热解炉3用于煤的热解，具有煤入口、气化气入口、半焦出口、热解气出口。煤入口位于热解炉3的上部。气化气入口位于热解炉3的中下部。半焦出口位于热解炉3底部。热解炉3上还设置有焦油出口(图中未示出)，用于排出煤热解过程产生的焦油。

为了更好的实现物料与热量的耦合，在热解炉3上设置有多组气化气入口。优选的，在热解炉3上设置有4～8组气化气入口。多组气化气入口沿热解炉3轴向分布。每组气化气入口之间的距离采用非等间距设置的方式。每组气化气入口之间的距离为1:2:3～n:n+1。

上述的多组气化气入口中，每组气化气入口包括多个进气孔，进气口设置有2～6个。优选的，每组气化气入口包括3个进气孔。多个进气孔沿热解炉3的径向等间距分布。并且，上下相邻两组气化气入口的进气孔交错分布，在热解炉3上呈螺旋上升式排布。

上述气化气入口的设置方式，使得气化气由热解炉3的不同高度分散进入，能够加快物料之间的传质传热，提高气固之间的接触效率，促进热解反应的快速进行。同时，由于热解炉3的不同反应区域对热量需求的差异，采用气化气分散的方式分别通入气化气，能够较好的实现的不同反应区域热量的耦合，保证各反应区域均能按最佳反应程度进行。

优选的，热解炉3选用下行床反应器，能够实现反应器内温度场的均匀分布，不易出现局部低温或局部高温的现象，有效避免了反应器内的温度梯度导致的反应不均的缺陷。

如图2所示，作为本发明提供的一种热解炉，其内腔上部为辐射管加热区31，下部为气化气加热区32。辐射管加热区31中均匀布置有蓄热式辐射管311。其中，辐射管加热区31的高度占热解炉高度的1/2～2/3。辐射管加热区31的设置能够用来满足热解反应对热量的需求，其具体的设置方式可根据不同的工艺条件来进行调节。

通过在热解炉3中设置辐射管加热区31和气化气加热区32，使得热解炉3内温度调节更加灵活。辐射管加热区31靠近煤入口，温度的降低较明显，通过布置蓄热式辐射管311能够快速为煤的热解补充热量，维持温度的稳定。下部的气化气加热区32中，利用气化气的高温为煤的热解提供热量，可以节省一部分蓄热式辐射管的热量，降低成本。

热解炉3上方设置有第一料仓11和第一给料器21，第一料仓11用于储存煤，第一给料器21用于将第一料仓11中的煤输送至热解炉3中。第一给料器21的出料口与热解炉3的煤入口连接。第一料仓11位于第一给料器21上方。第一料仓11的出料口与第一给料器21的进料口连接。

旋风分离器用于接收由热解炉3送入的热解气进行分离，其具有热解气入口、除尘热解气出口、粉尘出口。热解气入口与热解炉3的热解气出口连接。除尘热解气出口位于旋风分离器上部，粉尘出口位于旋风分离器下部。

作为本发明优选的实施方案，旋风分离器包括一级旋风分离器6和二级旋风分离器7，将热解气进行二次旋风分离，使得热解气的除尘更加彻底。并且，一级旋风分离器6和二级旋风分离器7上均设置有热解气入口、除尘热解气出口、粉尘出口。其中，一级旋风分离器6的热解气入口与热解炉3的热解气出口连接；一级旋风分离器6的除尘热解气出口与二级旋风分离器7的热解气入口连接。

气化炉4位于热解炉3的下方，用于半焦等的气化。气化炉4具有半焦入口、气化剂入口、粉尘入口、气化气出口、气化灰渣出口。其中，半焦入口与热解炉3的半焦出口通过料腿连接，气化气出口与热解炉3的气化气入口连接，粉尘入口与旋风分离器的粉尘出口连接。优选的，一级旋风分离器6和二级旋风分离器7的粉尘出口料腿合并成一路后与气化炉4的粉尘入口连接。气化炉4的气化剂入口和气化灰渣出口均设置在气化炉4的底部，半焦入口和粉尘入口均位于气化剂入口上方，使得气化剂能够和半焦、粉尘逆流接触，提高气化反应效率。

上述的料腿上均设置有l型阀门，能够控制半焦和粉尘进入气化炉4的质量，通过控制l型阀门的气量来控制返料的速度。

优选的，气化炉4上部还设置有煤入口。其中，煤入口与第二给料器22的出料口连接。第二料仓12位于第二给料器22上方，第二料仓12的出料口与第二给料器22的进料口连接。第二料仓12用于储存煤，第二给料器22用于将第二料仓12中的煤输送至气化炉4中。

气化炉4的底部设置有气体分布器5，用于向气化炉4中分散气化剂以及排出气化灰渣。气化剂入口和气化灰渣出口均位于气体分布器5上

如图2所示，气体分布器5上可以设置两个气化剂入口，分别位于气体分布器5的分布板上和气化灰渣出口处的排渣管上。

如图3所示，本发明还提出了一种利用图1或图2所示的系统进行煤分级转化的方法，包括步骤：

a、将煤送入热解炉3中进行热解反应，得到半焦、含粉尘的热解气和焦油。

b、将热解气经由热解气出口送入旋风分离器中，经分离除尘，得到除尘热解气和粉尘。

优选的，将热解气送入一级旋风分离器6中经一次分离除尘后再送入二级旋风分离器7中进行二次分离除尘，得到除尘热解气和粉尘。

c、将步骤a得到的半焦和步骤b得到的粉尘分别经由半焦入口和粉尘入口送入气化炉4中，并经由气化剂入口向气化炉4中通入气化剂，半焦和粉尘与气化剂逆流接触发生气化反应，得到气化气和气化灰渣。其中，气化气中含有co和h2。气化灰渣经由气体分布器5上的气化灰渣出口排出。

在本发明的不同实施方案中，气化剂分两路进入气化炉4中，一路经由气体分布器5的分布板进入，另一路经由气化灰渣出口处的排渣管进入。

其中，通入的气化剂为高温状态，温度为450～600℃。该步骤中，通过调节气化剂和半焦的反应比例来控制气化反应的温度。气化反应的温度控制在1000～1200℃。气化反应的压力控制在0.1～1mpa。

作为本发明优选的实施方案，气化剂选用氧气和水蒸气或选用空气和水蒸气或选用空气。并且，控制氧气的质量或空气中氧气的质量与半焦的质量比为(0.3～0.6):1。控制水蒸气与半焦的质量比为(0.6～1)：1。

气化反应生成的气化气也呈高温状态，温度为900～1100℃，为热解反应提供高温气化气作为热源或热源之一。

本发明中，气化炉4的负荷主要由热解炉3的处理量和热解反应的温度来决定。一般情况下，热解炉3的碳转化率在40％～50％，剩余50％～60％未转化的碳返回到气化炉4中进行进一步的转化。在气化炉4中，通过控制气化反应的温度和物料的停留时间，可以使碳的转化率达到98％以上。

当热解段3产生的半焦与气化剂发生气化反应生成气化气不足以为热解反应供热时，可以通过向气化炉4加煤或者在热解炉2中设置蓄热式辐射管的方式来满足对热量的需求。

d、将气化气经由气化气入口送入热解炉3中，气化气与煤在热解炉3中接触发生热解反应，得到半焦和含粉尘的热解气。即发生如步骤a所述的热解反应，实现循环反应过程以及热量的循环利用。

具体的，煤经由第一给料器21自第一料仓11输送至热解炉3中，煤从热解炉3顶部向下运动过程中与高温气化气逆流接触，煤在热解炉3中停留时间为6～10s(秒)。该步骤中，热解反应的温度控制为700～900℃，压力为0.05～0.6mpa。

实施例1

本实施例热解炉采用下行床，气化炉采用流化床。

热解炉中设置有8组气化气入口，每组气化气入口包括6个进气口。相邻两组气化气入口之间的距离比为1：2：3：4：5：6：7。热解反应温度为850℃。

气化反应的气化剂选用氧气和水蒸气，氧气与半焦的质量比为0.45：1，水蒸气与半焦的质量比为0.8：1。气化反应温度为1100℃。

通过在气化炉中补充部分煤来满足热解反应的热量平衡。反应过程中，热解炉和气化炉内温度运行稳定，系统总的碳转化率达到99％。

实施例2

本实施例热解炉采用蓄热式下行床，气化炉采用流化床。

热解炉上部2/3高度内设置有蓄热式辐射管作为热量来源，即形成辐射管加热区，下部1/3高度内为气化气加热区。热解炉中设置有4组气化气入口，每组气化气入口包括3个进气口。相邻两组气化气入口之间的距离比为1：2：3。热解反应温度为900℃。

气化反应的气化剂选用氧气和水蒸气，氧气与半焦的质量比为0.4：1，水蒸气与半焦的质量比为0.8：1。气化反应温度为1000℃。

反应过程中，热解炉和气化炉内温度运行稳定，系统总的碳转化率达到98％。

最后应说明的是：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。