逆流下行床热解反应器中固体燃料的低温热解方法

摘要

本发明涉及一种逆流下行床固体燃料低温热解方法，其步骤如下：固体燃料从逆流下行床热解反应器顶端送入，由上而下通过逆流下行床热解反应器，同时与由逆流下行床热解反应器底部进入的由下而上运行的流化气逆流接触，期间完成固体燃料的热解反应；所述固体燃料为煤、生物质或油页岩；固体燃料热解反应所需热量主要由逆流下行床热解反应器壁面的辐射传热和流化气的对流换热供给；本发明具有利于降低下行床热解反应器设计高度、半焦含硫量低、焦油产率高、热解气热值高、操作连续稳定等优点。

说明书

技术领域

本发明属于一种固体燃料的低温热解方法，特别涉及一种连续操作的逆流下行床热解反应器中固体燃料的低温热解方法。

背景技术

煤既是能源，又是宝贵的C、H资源和多种高价值化学品的重要来源。我国是一个富煤、少气、贫油的国家，煤炭是我国经济发展的重要支柱，因此开发煤炭的清洁综合利用方法是我国能源结构和产业发展的必然要求。

生物质能源是可再生能源，生物质能的开发利用对于社会可持续发展具有重要的现实及长远意义。

油页岩在我国储量丰富，油页岩热解所得液体产物(此处统称焦油)对于缓解我国石油资源短缺问题有重要价值，是我国能源产业结构中的重要环节。

固体燃料低温热解技术是获得清洁固体燃料并联产焦油及热解气的有效方法。该技术以固体燃料为原料通过低温热解获得三种重要的能源产品：热解气、焦油和半焦。热解气和焦油既可直接用作气体或液体燃料，又可用作化工原料。所得固体产物即半焦，可用作清洁固体燃料在固体燃料燃烧设备上应用，有利于减少燃烧产生的污染物(SO₂、NO_X和粉尘等)。

目前主要的固体燃料低温热解技术有鲁奇-鲁尔煤气法、COED法、CSIRO工艺、TOSCO工艺、西方热解法(Garrett法)、以及国内大连理工大学的半焦热载体热解技术等。在固体热载体下行床或流化床热解工艺中，所得固体产物半焦与固体热载体颗粒呈固-固混合状态，分离难度较大，因此通常将所得半焦连同固体热载体一并送入燃烧装置用于燃烧产热，但难以得到半焦产品，若以半焦为目标产物时需增设固-固分离装置，增加了整体工艺的复杂性。以热烟气为气体热载体的热解工艺中，烟气与煤热解产生的热解气混合降低了热解气的热值。

发明内容

本发明的目的在于提供一种逆流下行床热解反应器中固体燃料的低温热解方法，该方法通过逆流下行工艺对固体燃料进行连续低温热解操作生产清洁半焦、高收率焦油、及高热值热解气。

本发明的技术方案如下：

本发明提供的逆流下行床热解反应器中固体燃料的低温热解方法，其步骤如下：固体燃料从逆流下行床热解反应器顶端送入，由上而下通过逆流下行床热解反应器，同时与由逆流下行床热解反应器底部进入的由下而上运行的流化气逆流接触，期间完成固体燃料的热解反应；所述固体燃料为煤、生物质或油页岩；固体燃料热解反应所需热量主要由逆流下行床热解反应器壁面的辐射传热和流化气的对流换热供给；

所述的逆流下行床热解反应器中固体燃料的热解过程是指：固体燃料从顶部进入逆流下行床热解反应器，并自上而下通过逆流下行床热解反应器，所得固体产物由逆流下行床热解反应器底部离开后进入半焦冷却装置；同时流化气由逆流下行床热解反应器底部进入，自下而上与固体燃料逆流接触通过逆流下行床热解反应器，并汇同固体燃料热解产生的热解挥发分，由逆流下行床热解反应器顶部出口离开进入挥发分冷却装置的过程。

所述流化气及热解挥发分在挥发分冷却装置中进行冷凝分离得到焦油产品及粗热解气产品；粗热解气产品进入热解气脱硫净化装置进行脱硫净化后送入热解气储罐；热解气储罐中的热解气一部分返回半焦冷却装置与来自逆流下行床热解反应器的热半焦进行换热后再次进入逆流下行床热解反应器用作流化气；其余脱硫净化后的热解气作为产品进行收集。

以上逆流下行床热解反应器中所用流化气为脱硫净化后的热解气，也可用未经脱硫净化的热解气或其它来源的煤气或氢气。

所述的逆流下行床热解反应器中上升的流化气一方面可以起到增强对流传热，进而提高燃料升温速率的作用，另一方面通过上升流化气的托举作用，可以延长固体燃料在逆流下行床热解反应器内的停留时间，使得固体燃料有更充分的受热过程，有利于缩短下行床热解反应器的设计长度。

由逆流下行床热解反应器底部出口离开的热半焦，进入半焦冷却装置与来自热解气储罐的冷热解气换热后进入半焦成型装置或备用。

在半焦冷却装置中，当使用脱硫净化后的热解气或其它来源的煤气或氢气与半焦接触换热时，其中的还原性组分与半焦中的固态硫化物反应可使固态硫化物转变为气态硫化物，进而有利于降低半焦中的硫含量，使半焦更加清洁。

所述逆流下行床热解反应器中固体燃料的热解反应温度为400-900℃。

所述固体燃料在逆流下行床热解反应器中的热解反应所需热量来源于位于逆流下行床热解反应器壁外的燃烧装置中燃料(煤、生物质、热解气、煤气或天然气)的燃烧或来源于位于逆流下行床热解反应器壁外的电加热。

本发明的逆流下行床热解反应器中固体燃料的低温热解方法可用于制备半焦、焦油和煤气，其具有如下优点：

1、本发明的逆流下行床热解反应器中上升的流化气一方面可以起到增强对流传热，进而提高燃料升温速率的作用，另一方面通过上升流化气的托举作用，可以延长燃料在逆流下行床热解反应器内的停留时间，使得燃料有更充分的受热过程，有利于缩短下行床热解反应器的设计长度；

2、本发明的逆流下行床热解反应器中固体燃料的低温热解方法中，固、气逆向运动，固体产物及气体产物出口位置不同，有利于降低对气固分离设备工作效率的设计要求；

3、与以热烟气为气体热载体的热解工艺相比，本方法采用热解气为流化气时可以避免因烟气混入导致的固体燃料热解所得热解气热值偏低的问题，有利于热解气热值的提高；

4、与传统的固体热载体加热方式相比，本方法采用壁面辐射加热和流化气对流换热方法，避免了固体热载体与燃料的混合，可以获得纯净半焦产品，降低了工艺的操作复杂性。

附图说明

图1为本发明的逆流下行床热解反应器中固体燃料的低温热解方法的流程示意图。

图2为实施例1的工艺流程示意图。

具体实施方式

图1为本发明的逆流下行床热解反应器中固体燃料的低温热解方法的流程示意图，由图可知，本发明的逆流下行床热解反应器中固体燃料的低温热解方法，其步骤如下：

固体燃料从逆流下行床热解反应器顶端送入，由上而下通过逆流下行床热解反应器，同时与由逆流下行床热解反应器底部进入的由下而上运行的流化气逆流接触，期间完成固体燃料的热解反应；所述固体燃料为煤、生物质或油页岩；固体燃料热解反应所需热量主要由逆流下行床热解反应器壁面的辐射传热和流化气的对流换热供给；所述的流化气为热解气、煤气或氢气。

所述的逆流下行床热解反应器中固体燃料的热解过程是指：固体燃料从顶部进入逆流下行床热解反应器，并自上而下通过逆流下行床热解反应器，所得固体产物由逆流下行床热解反应器底部离开；同时流化气由逆流下行床热解反应器底部进入，自下而上与固体燃料逆流接触通过逆流下行床热解反应器，并汇同固体燃料热解产生的热解挥发分由顶部出口离开逆流下行床热解反应器的过程。

所述的逆流下行床热解反应器中固体燃料的热解反应温度为400-900℃。

所述的逆流下行床热解反应器中固体燃料的热解反应所需热量来源于位于逆流下行床热解反应器壁外的燃烧装置中燃料的燃烧；所述燃料为煤、生物质、热解气、煤气或天然气。

所述的逆流下行床热解反应器中固体燃料的热解反应所需热量还可以来源于位于逆流下行床热解反应器壁外的电加热。

实施例1

图2是本实施例的工艺流程示意图，由图2可知，本实施例的逆流下行床热解反应器中煤低温热解制备清洁半焦、焦油、高热值热解气的方法，其流程如下：

将霍林河煤加入煤破碎干燥器，经破碎干燥成直径小于2mm的煤，升温至120℃后，将该煤由顶部送入逆流下行床热解反应器，在燃烧装置以松木粉为燃料燃烧产生的热量供给逆流下行床热解反应器中煤热解反应所需热量；

煤由逆流下行床热解反应器顶端送入，由上而下通过逆流下行床热解反应器，同时与由逆流下行床热解反应器底部进入的由下而上运行的流化气逆流接触，期间完成煤的热解反应；煤热解所得固体产物高温半焦由逆流下行床热解反应器底部出口离开进入半焦冷却装置，在半焦冷却装置中半焦与来自热解气储罐的冷热解气进行接触换热，冷热解气与半焦接触换热过程既是热交换过程又是热解气中的还原组分与半焦中的固态硫化物反应使固态硫化物转变为气态硫化物，进而实现半焦清洁化的脱硫过程，半焦降温后由半焦冷却装置出口离开进入半焦成型装置或备用；与热半焦换热后所得流化气由半焦冷却装置离开，再由逆流下行床热解反应器底部进入逆流下行床热解反应器，自下而上通过逆流下行床热解反应器，与自上而下的煤逆流接触，在此过程中流化气通过对流传热过程对强化传热效果起促进作用，同时上升的热解气又是煤沉降阻力的重要来源，起到减小煤沉降速率，延长煤在逆流下行床热解反应器中的停留时间，进而起到降低逆流下行床热解反应器设计高度的作用，流化气汇同煤热解挥发分由逆流下行床热解反应器顶部出口离开进入挥发分冷却装置；在挥发分冷却装置中，由逆流下行床热解反应器顶部离开的流化气及煤热解挥发分经冷凝得到焦油及热解气，焦油作为产品收集，热解气进入脱硫净化装置经脱硫净化处理后进入热解气储罐，热解气储罐中的一部分热解气返回进入半焦冷却装置，另一部作为产品进行收集。

本实施例中控制燃烧装置中的烟气温度800℃，逆流下行床热解反应器底部半焦温度600℃，逆流下行床热解反应器顶部挥发分出口温度500C，本实施例得到半焦收率为煤原料重量的70wt％，焦油收率为煤原料重量的10wt％，热解气产率为煤原料重量的8wt％。

实施例2：

本实施例，采用与实施例1相同的实验热解煤固体燃料及实验方法，差别在于燃烧装置中燃烧的燃料为煤，且热解温度不同；

本实施例中控制燃烧装置中的烟气温度900℃，逆流下行床热解反应器底部半焦温度690℃，逆流下行床热解反应器顶部挥发分出口温度590℃，本实施例得到半焦收率为煤原料重量的64wt％，焦油收率为煤原料重量的14wt％，热解气产率为煤原料重量的10wt％。

实施例3：

本实施例，采用与实施例1相同的实验热解煤固体燃料及实验方法，差别在于燃烧装置中燃烧的燃料为煤气，且热解温度不同；

本实施例中控制燃烧装置中的烟气温度1000℃，逆流下行床热解反应器底部半焦温度780℃，逆流下行床热解反应器顶部挥发分出口温度680℃，本实施例得到半焦收率为煤原料重量的62wt％，焦油收率为煤原料重量的11wt％，热解气产率为煤原料重量的15wt％。

实施例4：

本实施例，采用与实施例1相同的实验热解煤固体燃料及实验方法，差别在于采用电加热作为逆流下行床热解反应器的热量来源，且热解温度不同；

本实施例中控制电加热炉壁面温度850℃，逆流下行床热解反应器底部半焦温度650℃，逆流下行床热解反应器顶部挥发分出口温度550℃，本实施例得到半焦收率为煤原料重量的67wt％，焦油收率为煤原料重量的12wt％，热解气产率为煤原料重量的9wt％。

实施例5：

本实施例，采用与实施例1相同的实验方法及燃烧用燃料，差别在于所热解的固体燃料为干燥至120℃的粒径为3mm以下的松木粉，且热解温度不同；

本实施例中控制燃烧装置中的烟气温度820℃，逆流下行床热解反应器底部半焦温度610℃，逆流下行床热解反应器顶部挥发分出口温度510℃，本实施例得到半焦收率为松木粉原料重量的45wt％，焦油收率为松木粉原料重量的38wt％，热解气产率为松木粉原料重量的12wt％。

实施例6：

本实施例，采用与实施例5相同的松木粉热解固体燃料及实验方法，差别在于燃烧装置中燃烧的燃料为系统自身产生的热解气，且热解温度不同；

本实施例中控制燃烧装置中的烟气温度880℃，逆流下行床热解反应器底部半焦温度680℃，逆流下行床热解反应器顶部挥发分出口温度580℃，本实施例得到半焦收率为煤原料重量的40wt％，焦油收率为煤原料重量的35wt％，热解气产率为煤原料重量的22wt％。

实施例7：

本实施例，采用与实施例1相同的实验方法，差别在于燃烧装置中燃烧的燃料为天然气，所热解固体燃料为吉林桦甸油页岩，且热解温度不同；

本实施例中控制燃烧装置中的烟气温度790℃，逆流下行床热解反应器底部半焦温度580℃，逆流下行床热解反应器顶部挥发分出口温度450℃，本实施例得到半焦收率为煤原料重量的66wt％，焦油收率为煤原料重量的19wt％，热解气产率为煤原料重量的10wt％。