一种煤炭热解系统及其热解工艺

摘要

一种煤炭热解系统和工艺，该系统包括：干燥装置，用于干燥煤炭；热解装置，任选地与干燥装置相连通，煤炭或干燥后的煤炭利用气体热载体的热量在其中进行热解，产生粗热解气和固态热解产物；任选地，冷却装置，与所述热解装置相连通，用于将所述固体热解产物冷却或钝化；液态油回收单元，气相连通所述热解装置，接收所述热解装置中产生的粗热解气，并对所述粗热解气进行冷凝，以获得液态油和净热解气；和热载体加热单元，与所述热解装置相连通，用来加热在所述热载体加热单元内循环移动的固体介质和/或冷固体介质，并利用所述加热后的固体介质加热所述净热解气，产生所述气体热载体和冷固体介质。

权利要求

1.一种煤炭热解系统，包括：

干燥装置，用于干燥煤炭；

热解装置，与干燥装置相连通，煤炭或干燥后的煤炭利用气体热载体的热量在其中进行热解，产生粗热解气和固态热解产物；

冷却装置，与所述热解装置相连通，用于将所述固体热解产物冷却或钝化；

液态油回收单元，气相连通所述热解装置，接收所述热解装置中产生的粗热解气，并对所述粗热解气进行冷凝，以获得液态油和净热解气；和热载体加热单元，与所述热解装置相连通，用来加热在所述热载体加热单元内循环移动的固体介质和/或冷固体介质，并利用所述加热后的固体介质加热所述净热解气，产生所述气体热载体和冷固体介质，其中，所述固体介质为具有载热功能的无机材料，其直径为0.1～50mm。

2.根据权利要求1所述的煤炭热解系统，其中，所述热载体加热单元包括：固体介质加热器，用来加热置于所述固体介质加热器中的固体介质和/或冷固体介质；和气体热载体加热器，部分来自所述液态油回收单元的净热解气与来自所述固体介质加热器的固体介质在其中换热，产生所述气体热载体和冷固体介质。

3.根据权利要求2所述的煤炭热解系统，其中，所述固体介质加热器和气体热载体加热器是流化床或移动床。

4.根据权利要求2所述的煤炭热解系统，其中，所述气体热载体加热器与所述固体介质加热器共同形成一个可供固体介质连续移动的移动床换热器，于所述移动床换热器中，固体介质在移动的过程中依次与热气体和净热解气换热，以吸收热气体的热量并为加热净热解气提供热量。

5.根据权利要求4所述的煤炭热解系统，还包括固体介质除尘装置，接收来自所述气体热载体加热器的固体介质，并利用吹扫气体脱除吸附在所述固体介质表面的固体细颗粒和/或粉尘。

6.根据权利要求5所述的煤炭热解系统，还包括固体介质提升装置，用来将除尘后的固体介质引入所述固体介质加热器，以循环利用所述固体介质。

7.根据权利要求1-6中任何一项所述的煤炭热解系统，还包括燃烧器，空气或富氧气流、固态热解产物、净热解气、和/或固体细颗粒和/或粉尘在其中进行燃烧，产生用来加热或再热所述固体介质的热气体。

8.根据权利要求7所述的煤炭热解系统，其中，所述燃烧器设在所述固体介质加热器中。

9.根据权利要求7所述的煤炭热解系统，其中，所述热气体在加热或再热所述固体介质后被引入所述干燥装置中，用于干燥所述煤炭，并产生循环尾气。

10.根据权利要求9所述的煤炭热解系统，其中，部分所述循环尾气与所述热气体混合后被循环引入所述干燥装置中，以调节所述干燥装置的操作温度。

11.根据权利要求1所述的煤炭热解系统，其中，所述固体介质为所述气体热载体提供热量，所述固体介质选自陶瓷球、氧化铝球、铁球、沙粒和它们的混合物。

12.一种热解煤炭的工艺，包括：

将煤炭和气体热载体引入热解装置中，在气体热载体的热作用下，使煤炭进行热解；

冷凝热解产生的粗热解气，以获得液态油和净热解气；

使固体介质在热载体加热单元内循环移动，并加热所述固体介质和/或冷固体介质，利用所述加热后的固体介质与部分来自所述液态油回收单元的净热解气换热，产生所述气体热载体和冷固体介质，并将所述气体热载体通入所述热解装置中，其中，所述固体介质为具有载热功能的无机材料，其直径为0.1～50mm；和对固态热解产物进行冷却和/或钝化处理。

13.根据权利要求12所述的工艺，还包括燃烧固态热解产物、净热解气、和/或固体细颗粒和/或粉尘，产生用来加热或再热所述固体介质的热气体。

14.根据权利要求13所述的工艺，其中，所述热气体在加热或再热所述固体介质后被引入干燥装置中，用于干燥所述煤炭，并产生循环尾气。

15.根据权利要求14所述的工艺，其中，所述循环尾气与所述热气体混合后被循环引入所述干燥装置中，以调节所述干燥装置的操作温度。

16.根据权利要求12或13所述的工艺，还包括使所述固体介质循环移动，并在移动过程中依次与热气体和净热解气换热，以吸收热气体的热量并为加热净热解气提供热量。

17.根据权利要求16所述的工艺，还包括：

引入吹扫气体对固体介质和/或冷固体介质进行脱尘处理；和

将脱尘后的固体介质和/或冷固体介质提升到所述热载体加热单元内移动床的顶端。

说明书

一种煤炭热解系统及其热解工艺

技术领域

[0001] 本发明涉及一种煤炭热解系统及其工艺，尤其涉及一种生产中热值煤气的内热式热解系统及其工艺。

背景技术

[0002] 在全球油气资源日益短缺的背景下，如何以低成本和环保的方式合理利用煤炭资源，实现煤炭对油气资源的补充、甚至替代成为能源行业的一个重要研究课题。

[0003] 经过多年研究和大量实验，可以确定煤炭资源的合理利用方式是根据煤质、煤种的不同特点对煤炭进行分级炼制、综合利用。干燥和热解技术则是煤炭分级炼制、综合利用的基本途径之一。通常，固态碳质材料、如煤热解按热解温度可分为三类：900～1100℃高温热解；700～900℃中温热解；350～700℃低温热解。煤热解通常可形成可燃气、焦油、和半焦(或焦炭)等三类产物，热解工艺不同，三类产物组成或收率将有较大差异。

[0004] 煤热解过程为吸热过程，通常需要外部供热，常规供热方法有外热式和内热式两种。根据热量传递介质的不同，内热式又可分为气体热载体法和固体介质法。固体介质法是用高温固体的显热将煤热解，其主要缺点是系统复杂、投资高、设备磨损严重、维修量大等；气体热载体法是将热气体引入热解反应器中，其主要缺点是热气体中的CO2和惰性气体稀释了干馏气态产物，降低了煤气品质，增大了煤气分离净化设备及动力消耗。针对气体热载体热解工艺的上述缺陷，业界对传统热解工艺做了诸多改进，例如通过循环利用干馏煤气提高干馏气态产物的热值。

[0005] CN101885973A公开了一种用于褐煤或高挥发分煤干馏的生产工艺，其特征是：高温干馏煤气作为热载体进入干馏炉内与炉内煤料接触传热，干馏逸出的煤气汇入热载体煤气中一并出炉，出炉的煤气经降温净化后，相当于原热载体煤气量的一部分煤气经间壁式高温加热器加热至高温后作为热载体 回干馏炉循环使用，其余量的煤气作外供使用。由于气体热载体全部来自于干馏煤气，干馏煤气没有被外来杂质气体稀释，因而煤气质量较好、热值较高。但将此技术方案进行工业放大时，将会遇到许多难题。首先，由于气体工作温度高，间壁式高温加热器需要用不锈钢、高温耐热钢材或碳化硅等特殊材料经表面合金化处理制成，导致设备造价高。再者，由于气体和气体换热系数较小，气流量大，需要加热器面积很大，使得间壁式加热器体积庞大，投资大。此外，由于气体中含有焦油组分等，使用间壁式加热器，冷热气体始终在同一侧，容易结焦并堵塞，使得间壁式加热器操作困难或无法操作。

[0006] CN101113340A公开了一种以高温循环煤气为载体来加热干馏高挥发分煤的直接加热工艺。由炉顶引出的干馏煤气分为三部分，第一部分经蓄热室预热作为干馏加热介质，第二部分作为热半焦的冷却介质，第三部分作为外供燃气。相较于间壁式加热器，蓄热式换热器具有结焦发生时自动进行烧焦清除和成本相对较低的优势。然而，蓄热式换热切换会带来压力波动、热解气返混等问题。

[0007] 上述文献的公开内容在此全文引入以作参考。

[0008] 基于以上对现有技术的描述和分析，有必要对现有气体热载体热解工艺进行改进，以提高提高煤气热值、采用合理的气体加热方式、合理利用余热热量，从而开发出工业化投资相对较小，运行相对稳定的气体热载体热解工艺。

发明内容

[0009] 本发明目的是提供一种结构简单、成本低廉、运行稳定的热解系统，该热解系统利用循环热解气、气-固传热工艺，提高气态热解产物的热值、液态油回收率和系统稳定性。

[0010] 根据本发明一个方面，提供一种煤炭热解系统，包括：

[0011] 干燥装置，用于干燥煤炭；

[0012] 热解装置，任选地与干燥装置相连通，煤炭或干燥后的煤炭利用气体热 载体的热量在其中进行热解，产生粗热解气和固态热解产物；

[0013] 任选地，冷却装置，与所述热解装置相连通，用于将所述固体热解产物冷却或钝化；

[0014] 液态油回收单元，气相连通所述热解装置，接收所述热解装置中产生的粗热解气，并对所述粗热解气进行冷凝，以获得液态油和净热解气；和

[0015] 热载体加热单元，与所述热解装置相连通，用来加热在所述热载体加热单元内循环移动的固体介质和/或冷固体介质，并利用所述加热后的固体介质加热所述净热解气，产生所述气体热载体和冷固体介质，

[0016] 其中，所述固体介质为具有载热功能的无机材料，其直径为0.1～50mm。

[0017] 在本发明一个实施方式中，所述热载体加热单元包括固体介质加热器，利用热气体加热置于所述固体介质加热器中的固体介质或冷固体介质；和气体热载体加热器，部分来自所述液态油回收单元的净热解气与来自所述固体介质加热器的固体介质在其中换热，产生所述气体热载体和冷固体介质。优选地，所述固体介质加热器和气体热载体加热器是流化床或移动床。

[0018] 在本发明又一个实施方式中，所述气体热载体加热器与所述固体介质加热器的下方共同形成一个可供固体介质连续移动的移动床换热器，于所述移动床换热器中，固体介质在移动的过程中依次与热气体和净热解气换热，以吸收热气体的热量并为加热净热解气提供热量。优选地，本发明煤炭热解系统还包括：固体介质除尘装置，接收来自所述气体热载体加热器的固体介质，并利用吹扫气体脱除吸附在所述固体介质表面的固体细颗粒和/或粉尘；和固体介质提升装置，用来将除尘后的固体介质引入所述固体介质加热器，以循环利用所述固体介质。

[0019] 进一步优选地，本发明煤炭热解系统包括燃烧器，空气或富氧气流、固态热解产物、净热解气、和/或固体细颗粒和/或粉尘在其中进行燃烧，产生用来加热或再热所述固体介质的热气体。其中，所述燃烧器设在所述固体介质加热器中。

[0020] 优选地，所述热气体在加热或再热所述固体介质后被引入所述干燥装置中，用于干燥所述煤炭，并产生循环尾气，部分所述循环尾气与所述热气体混合后被循环引入所述干燥装置中，以调节所述干燥装置的操作温度。

[0021] 优选地，所述固体介质为所述气体热载体提供热量，所述固体介质选自陶瓷球、氧化铝球、铁球、沙粒和它们的混合物。

[0022] 根据本发明另一个方面，提供热解煤炭的工艺，包括：

[0023] 将煤炭和气体热载体引入热解装置中，在气体热载体的热作用下，使煤炭在相对缺氧的条件下进行热解；

[0024] 冷凝热解产生的粗热解气，以获得液态油和净热解气；

[0025] 使固体介质在热载体加热单元内循环移动，以加热所述固体介质和/或冷固体介质，利用所述加热后的固体介质与部分来自所述液态油回收单元的净热解气换热，产生所述气体热载体和冷固体介质，并将所述气体热载体通入所述热解装置中，其中，所述固体介质为具有载热功能的无机材料，其直径为0.1～50mm；和

[0026] 任选地，对固态热解产物进行冷却和/或钝化处理。

[0027] 优选地，上述工艺还包括使所述固体介质移动，并在移动过程中依次与热气体和净热解气换热，以吸收热气体的热量并为加热净热解气提供热量。

[0028] 进一步优选地，上述工艺还包括：引入吹扫气体对固体介质和/或冷固体介质进行脱尘处理；和将脱尘后的固体介质和/或冷固体介质提升到所述热载体加热单元内移动床的顶端。

[0029] 在本说明书中，固态碳质材料是一个宽泛的概念，其可包括：煤、煤直接液化残渣、重质渣油、焦、石油焦、油砂、页岩油、碳质工业废料或尾料、生物质、合成塑料、合成聚合物、废轮胎、市政固体垃圾、沥青和/或它们的混合物。

附图说明

[0030] 图1为本发明热解系统的工艺流程示意图；

[0031] 图2为图1所示本发明热解系统的一个实施方式的工艺流程示意图；和[0032] 图3为图1所示本发明热解系统的另一个实施方式的工艺流程示意图。

具体实施方式

[0033] 通过下面参考附图的描述进一步详细解释本发明，其中附图中所示的相对应或等同的部件或特征用相同的标记数表示，同时以下描述仅用于使本发明所属技术领域的普通技术人员能更加清楚地理解本发明的原理和精髓，不意味着对本发明进行任何形式的限制。

[0034] 如图1所示，依据本发明一个实施方式的热解系统主要包括干燥装置1、热解装置2、冷却单元3、液态油回收单元4、以及热载体加热单元7。

[0035] 任选地，粒径约为3-60mm、优选为10-30mm煤炭颗粒S1被送入干燥装置1中干燥。干燥装置1优选为旋转干燥炉，在其中，煤炭颗粒温度由室温升至约120℃，含水量减少至不高于15％、优选小于10％。干燥装置1的温度为100℃～200℃，以保证煤炭颗粒在去除水分时不会产生热解和化学变化。可采取任何已知的方式为干燥装置1提供热量，以保持干燥装置1的温度，优选地，使用来源于热载体加热单元7的废热气体S17作为干燥煤炭颗粒的热源。干燥装置1排出温度约为100℃干燥尾气S5，通过耐酸、防腐、耐高温管道进入气-固分离器11中。气-固分离器11优选为旋风机或旋风机级联，其作用是去除干燥介质中的固体细颗粒和/或粉尘，例如细煤粉。部分分离出固体细颗粒和/或粉尘的除尘后尾气S6经脱硫等处理后可作为尾气S7排空。优选地，除尘后尾气S6的另一部分作为循环尾气S8与来自热载体加热单元7的废热气体S17混合后循环回干燥装置1中。优选地，通过调节循环尾气S8的引入量将干燥装置1的操作温度控制在100℃～200℃之间。气-固分离器11收集的固体细颗粒和/或粉尘优选地被送至热载体加热单元7中燃烧，为干燥煤炭颗粒和加热固体介质提供热源。对于大规模热解系统而言，还可以选择将部分收集的固体细颗粒和/或粉尘压制成型，形成例如型煤的固体。

[0036] 热解装置2，任选地与干燥装置1相连通，煤炭或干燥后的煤炭利用气体热载体的热量在其中进行热解，产生粗热解气和固态热解产物。经干燥装置1干燥的煤炭颗粒S2和气体热载体S18从不同入口(未图示)进入热解装置2中。优选地，煤炭颗粒S2从热解装置2的上部引入，气体热载体S18借助气体分布器(未图示)从热解装置2的下部进入热解装置2中。热解装置2可为普通的反应器如移动床、流化床、气流床、喷动床、滚筒、旋转盘、回转窑等。根据产品规格要求不同，热解停留时间控制在10分钟到1.5小时。

[0037] 固态热解产物S3从热解装置2的下部排出，并被送入冷却装置3。在冷却装置3中，固态热解产物在冷却介质，例如水的喷淋下冷却失活或钝化，形成便于后续存储和运输的焦或半焦S4。冷却装置3可以采用冷却盘、直接冷却装置、间接冷却装置或其它冷却设备。

[0038] 上升的气体热载体和热解产生的气态热解产物作为粗热解气S9一起从热解装置2上部离开热解装置2，并被送入气-固分离器21中除尘。在一个示范性实施方式中，气-固分离器21优选为旋风机或旋风机级联，用于除尘和收集上述粗热解气夹裹的固体细颗粒和/或粉尘，上述固体细颗粒和/或粉尘包含相当比例的固态热解产物细颗粒和/或粉尘，该细颗粒和/或粉尘随后被送到热载体加热单元7中燃烧和/或被压制成块状型煤。

[0039] 液态油回收单元4，气相连通所述热解装置2，接收所述热解装置2中产生的粗热解气，并对所述除尘后粗热解气S10进行冷凝，以获得液态油S12和净热解气S11。在液态油回收单元4中，除尘后粗热解气S10中可冷凝气态热解产物被冷却和凝结为液态油S12后，被送到储油罐等存储设备中。液态油回收单元4可采用常规冷却回收设备如冷却塔、管壳冷却装置、吸收冷却塔以及电捕集器等。在本发明一个实施方式中，主要由CO2,CH4,CO,H2和轻烃等组成的不可冷凝的气态热解产物作为净热解气S11被分为三股，即可作为外供煤气被送入储气罐中储存的外送燃气S13、被送入热载体加热单元7中燃烧的燃烧热解气S14、和被送入热载体加热单元7中与固体介质换热的循环热解气S15。

[0040] 在热载体加热单元7中，来源于本发明热解系统内或外的热气体与固体介质直接或间接换热得到高温固体介质，高温固体介质随后与来自液态油回 收单元4的循环热解气S15直接接触换热，以获得高温气体热载体。本发明无意对所用固体介质做特殊限制，只要是具有载热功能的无机材料即可，例如陶瓷球、氧化铝球、铁球、沙粒等，直径优选为0.1mm～50mm。优选地，与循环热解气S15换热后的冷固体介质可被热气体再热以循环利用。进一步优选地，可利用空气或富氧气流S22、固态热解产物S4、燃烧热解气S14、和/或固体细颗粒和/或粉尘在热载体加热单元7中燃烧，产生用来加热或再热所述固体介质的热烟气/热气体。本发明无意对固体介质的加热方式进行任何限制，举例来说，可通过高温煅烧提升固体介质的温度。

[0041] 优选地，可利用与固体介质换热后产生的废热气体提供干燥煤炭颗粒的热量。在本发明一个实施方式中，来自热载体加热单元7的废热气体S17与循环尾气S8掺混形成温度约为200℃～450℃的干燥介质S21，并送入干燥装置1中干燥煤炭颗粒。通过控制循环尾气的引入量可调节干燥介质S21的温度，进而保证干燥装置1的操作温度，优选为190℃。由以上描述可以理解，燃烧净热解气、固态热解产物和/或细煤粉产生的热气体的热能分两级利用，第一级是指通过直接接触或间接接触加热固体介质/冷固体介质，第二级则是指因加热固体介质/冷固体介质温度下降至600℃～800℃的废热气体S17离开热载体加热单元7，进入干燥装置1中通过加热煤炭脱除煤炭中所含的水分。对热气体的多级利用可以有效利用热气体的热能，进而有利于减少整个系统的能耗。

[0042] 如图2所示，作为本发明热解系统的一个实施方式，热载体加热单元7包括气体热载体加热器5、固体介质加热器6、以及优选地气-固分离器51，61。固体介质加热器6，用于加热置于其中的固体介质或冷固体介质。优选地，固体介质加热器6为设有燃烧器的流化床或辐射加热炉，空气或富氧气流S22、固态热解产物S4、净热解气S14、和/或固体细颗粒和/或粉尘在其中进行燃烧，产生用来加热或再热所述固体介质的热气体。固体介质加热器6内的固体介质在上升热烟气的作用下流化且温度升高至大约500℃～800℃。温度降低后的热烟气被送入气-固分离器61，以收集热烟气中裹挟的固体细颗粒和/或粉尘。

[0043] 气体热载体加热器5与固体介质加热器6相连通，接收高温固体介质和/或从热烟气中分离出的固体细颗粒和/或粉尘，于其中固体介质与循环热解气S15进行换热。优选地，气体热载体加热器5为流化床，固体介质用作床料，循环热解气S15用作流化气。换热后的循环热解气温度达到400℃～800℃，并被作为气体热载体S18送入热解装置2中，以提供煤炭热解所需的热量。优选地，利用气-固分离器51对气体热载体S18脱尘后再送入热解装置2中。另一方面，与循环热解气S15换热后的冷固体介质S20被送回固体介质加热器6中再热后循环使用。

[0044] 如图3所示，作为本发明热解系统的另一个实施方式，热载体加热单元7包括气体热载体加热器5、固体介质加热器6、以及任选地燃烧器8、除尘装置91、提升装置92、气-固分离器93和压缩机94。在本实施方式中，气体热载体加热器5和固体介质加热器6均为立式移动床。更加优选地，气体热载体加热器5串接在固体介质加热器6的正下方，共同形成一个移动床换热器，使得固体介质加热器6排出的床料完全落入下方的气体热载体加热器5中，最后再由气体热载体加热器5下方进入除尘装置91。

[0045] 具体来说，固体介质或冷固体介质从顶部进入固体介质加热器6内，并在逐渐向下移动的过程中与来自热解系统内或外的热气体S16接触，固体介质或冷固体介质与热气体S16换热，产生成为温度约为600℃～900℃的高温固体介质和温度约为400℃～900℃的废热气体S17。高温固体介质离开固体介质加热器6进入气体热载体加热器5中，并在向下移动的过程中与循环热解气S15接触换热，进而产生气体热载体S18和冷固体介质。优选地，换热后的温度约为200℃～400℃的冷固体介质被送入除尘装置91中脱除其表面携带的固体颗粒和/或粉尘。更优选地，利用吹扫气S23除去冷固体介质携带的固体颗粒和/或粉尘，并利用气-固分离器93对吹扫尾气S24除尘，利用压缩机94压缩已除尘吹扫尾气S25，压缩后的已除尘吹扫尾气随后作为吹扫气体S24引入除尘装置91。如此，可达到循环利用吹扫气体S24的目的。由于本实施方式采用移动床加热器完成固体介质的加热以及气体热载体的加热，优选地，在除尘装置91和固体介质加热器6之间设置提升装置92，用来将除尘后的固体介质或冷固体介质提升到固体介质加热器6的顶部，以便于将固体介质或冷固体介质引入固体介质加热器6中。在本发明一个实施方式中， 利用来源于热解系统的热气体S16加热固体介质，例如，空气或富氧气流S22、固态热解产物S4、净热解气S14、和/或固体细颗粒和/或粉尘在燃烧器8中燃烧产生热烟气，将该热烟气除尘后作为热气体S16引入固体介质加热器6中。

[0046] 如本领域一般技术人员能够理解的，本发明无意对固体介质加热器、气体热载体加热器、除尘装置、提升装置的结构做特殊限制，只要能够循环利用固体介质即可。特别需要注意的是，图3所示的气体热载体加热器5与固体介质加热器6可以由一个具有两个气体入口，两个气体出口的移动床实现，也可以有两个分别具有一个气体入口和一个气体出口的移动床实现，且气体热载体加热器5和固体介质加热器6也可并排设置。

[0047] 综上所述，本发明的热解系统及其工艺方法具有以下众多有益效果中的至少一个或全部：

[0048] 1)与传统气体热载体热解工艺相比，本工艺循环热解气不引入惰性气体，热值高，利于燃烧稳定，不需要特殊的燃烧设备，降低了操作复杂性；

[0049] 2)与传统气体热载体热解工艺相比，本工艺提高了循环热解气中液态产物分压，增加液态产物回收率；

[0050] 3)本工艺可采用煤粉、焦粉和净热解气等多种燃料作为热源，既消化了工艺中难以处理的粉煤，又避免了额外补充燃料，降低了操作成本；

[0051] 4)本工艺采用移动床或流化床气固换热方式，单位体积换热面积大，设备造价低，不需要切换，可以连续操作，避免了蓄热式换热切换带来的的温度和压力波动等问题，也避免了间壁式换热易堵塞、操作困难等问题，易于工业化实施。

[0052] 本发明干燥炉或热解炉可直接或稍加改造后用于各种固态碳质材料的热解、干燥、和/或冷却工艺，在本说明书中，固态碳质材料是一个宽泛的概念，其可包括：煤、煤直接液化残渣、重质渣油、焦、石油焦、油砂、页岩油、 碳质工业废料或尾料、生物质、合成塑料、合成聚合物、废轮胎、市政固体垃圾、沥青和/或它们的混合物。实施例

[0053] 下面用详细的示范性实施例进一步描述本发明，但这些实施例不构成对本发明的任何限制。

[0054] 实施例1

[0055] 用图3所示的本发明热解系统和工艺对其煤质分析数据表示在下面表1中的褐煤进行热解。

[0056] 表1

[0057]

[0058] 本实例工艺规模为100万吨/年(3500吨/天)，原煤S1进料量为145吨/小时。

[0059] 1)原煤S1经破碎至≤50mm后，进入干燥装置1加热至200℃左右，脱除绝大部分水分，干燥后煤含水量为5％左右；

[0060] 2)从干燥装置1出来的干燥尾气S5，温度约为110℃，经气-固分离器11除尘后，约70％作为循环尾气S8，其余部分S13经脱硫等处理后排入大气；循环尾气S8与来自固体介质加热器6的废热气体S17混合至300℃左右，作为干燥介质S21进入干燥装置1；

[0061] 3)从干燥装置1出来的干煤S2进入热解装置2，干煤流量约为96吨/小时，被气体热载体S18加热至530℃左右，脱除剩余水分及大部分挥发份，并生成半焦；

[0062] 4)从热解装置2出来的半焦S3进入冷却装置3，冷却至150℃，经进一步处理后作为半焦产品S4，流量约65吨/小时；

[0063] 5)从热解装置2出来的粗热解气S9，经气-固分离器器21除尘后，进入液态油回收单元4，大部分焦油S12被冷凝回收，流量为9.6吨/小时；其余不凝气体S11组成主要3
包括CO2、CH4、CO、H2和轻烃等，热值为3200kCal/Nm ；

[0064] 6)经焦油回收后的净热解气S11温度为90℃，流量约为25万Nm3/h，其中约90％作为循环热解气S15，其余部分作为燃烧热解气S14为干燥装置1和热解装置2提供热量；

[0065] 7)燃烧热解气S14进入燃烧器8燃烧，产生约1100℃的热烟气经气-固分离器812
除尘后作为热气体S16进入固体介质加热器6的上部，换热面积约为5000m，加热冷固体介质S20至750℃，热气体S16被冷却为700℃左右的废热气体S17，与循环尾气S8混合作为干燥介质S21；

[0066] 8)循环热解气S15从气体热载体加热器5下部引入，换热面积约为8000m2，被热固体介质加热至600℃，作为气体热载体S18进入热解装置2，冷固体介质S20被冷却至350℃，经除尘装置91除尘后，返回固体介质加热器6的上部循环使用；

[0067] 9)循环固体介质采用陶瓷球，直径为30mm，循环量为230吨/小时。

[0068] 实施例2

[0069] 用图3所示的本发明热解系统和工艺对其煤质分析数据表示在下面表2中的长焰煤进行热解。

[0070] 表2

[0071]

[0072]

[0073] 本实例工艺规模为100万吨/年(3500吨/天)，原煤S1进料量为145吨/小时。

[0074] 1)原煤S1经破碎至≤50mm后，进入干燥装置1加热至180℃左右，脱除绝大部分水分，干燥后煤含水量为1％左右；

[0075] 2)从干燥装置1出来的干燥尾气S5，温度约为110℃，经气-固分离器11除尘后，约50％作为循环尾气S8，其余部分S13经脱硫等处理后排入大气；循环尾气S8与来自燃烧器6的废热气体S17混合至300℃左右，作为干燥介质S21进入干燥装置1；

[0076] 3)从干燥装置1出来的干煤S2进入热解装置2，干煤流量约为133吨/小时，被循环热解气S18加热至500℃左右，脱除剩余水分及大部分挥发份，并生成半焦；

[0077] 4)从热解装置2出来的半焦S3进入冷却装置3，冷却至150℃，经进一步处理后作为半焦产品S4，流量约93吨/小时；

[0078] 5)从热解装置2出来的粗热解气S9，经气-固分离器21除尘后，进入液态油回收单元4，大部分焦油S12被冷凝回收，流量为11.5吨/小时；其余不凝气体S11组成主要包3
括CO2、CH4、CO、H2和轻烃等，热值为7800kCal/Nm；

[0079] 6)经焦油回收后的冷热解气S11温度为90℃，流量约为15万Nm3/h，其中约85％作为循环热解气S15，5％作为燃烧热解气S14用来为干燥装置1和热解装置2提供热量，其余10％经净化处理后作为燃气产品外送；

[0080] 7)燃烧热解气S14进入燃烧器8燃烧，产生约1200℃的热烟气经气-固分离器812
除尘后为热气体S16，进入固体介质加热器6的上部，换热面积约为3000m，加热冷固体介质S20至750℃，热气体S16被冷却至500℃为废热气体S17，与循环尾气S8混合作为干燥介质S21；

[0081] 8)循环热解气S15在气体热载体加热器5的下部，换热面积约为6000m2，被热固体介质加热至600℃，作为气体热载体S18进入热解装置2，冷固体介质S20被冷却至350℃，经除尘装置91除尘后，返回固体介质加热器6的上部循环使用；

[0082] 9)循环固体介质采用陶瓷球，直径为30mm，循环量为180吨/小时。

[0083] 由以上两个实施例可以看出，本发明热解工艺适用于百万吨级工业化热解系统，能够以较低的设备成本实现较高的换热效率，并获得热值较高的净热解气。

[0084] 本说明书所用的术语和表述方式仅被用作描述性、而非限制性的术语和表述方式，在使用这些术语和表述方式时无意将已表示和描述的特征或其组成部分的任何等同物排斥在外。

[0085] 尽管已表示和描述了本发明的几个实施方式，但本发明不被限制为所描述的实施方式。相反，本发明所属技术领域的技术人员应当意识到在不脱离本发明原则和精神的情况下可对这些实施方式进行任何变通和改进，本发明的保护范围由所附的权利要求及其等同物所确定。