技术领域

本发明涉及一种生产焦炭和燃料气的方法以及相应的装置，其中在高于约1000℃的温度和在约1巴至约40巴的压力下在带有循环流化床的流化床反应器中在存在蒸气的情况下以含氧气体将例如煤的含碳物质脱气。

从EP 0 062 363 A1可知一种用于从含碳物质生产燃料气和工艺热的方法和装置。在该方法中，煤或类似物在流化床反应器中在存在蒸气的情况下与含氧气体发生反应。在高达5巴的压力和在800℃至1100℃的温度下进行脱气。为使可从该方法中获得的燃料和热的量最大化，将流化床反应器的参数调整为使40％至80％的初始原料中的碳在流化床反应器中反应。类似的方法见于US4,474,583和JP 2003105351。

类似于熔融还原炉(H1smelt-SRV)中的铁矿石的熔融还原或旋转窑中的钛铁矿的还原的许多冶金工艺需要诸如焦粉、焦炭，无烟煤或电厂煤的含碳物质。然而，产生最大量的燃料和热量的已知的方法不适于获得足够的在此类冶金工艺中使用的焦炭或类似物。此外，优选低挥发物含量的焦炭，因为这会导致节省能源和增加冶金工艺中的产量。

发明描述

因此，本发明的目的在于提供用于优化碳的使用来生产焦炭和燃料气的方法和装置，以为焦化过程提供必要的热量并因而在生成燃料气的同时产生最大量的焦炭。

根据本发明，本目的由一种方法得以解决，该方法的特征在于，将反应器内的氧气供应调节或调整为使含碳物质中的超过60％的固定碳被回收到所产生的焦炭中。因此，本发明以只使用最少量碳来为焦化过程提供必要热量的方式整合了热焦炭和燃料气的生产。因此，生产了高热量的燃料气，同时，将绝大多数碳回收到可用于进一步的冶金工艺的固体产物中。根据本发明的焦炭是含碳物质，它被热处理并主要含有碳与灰，有一些剩余的少量内容物主要是氢和氧。

根据本发明的一个优选实施方案，将反应器中的氧气供应调节或调整为使反应器的下部区或底部区的氧气可用度与反应器的上部区相比更少。优选将反应器中的氧气供应调节或调整为使反应器的下部区或底部区的氧气可用度少于反应器的上部区的氧气可用度的50％，优选少于80％。例如，反应器的下部区或底部区的氧气可用度可以少于反应器的上部区的氧气可用度的90％。通过这样做，将该反应器理论上分为两段。下段的游离氧气供应低，因而燃烧了较少的固定碳，导致特别是在期望粗颗粒产品时有较高的碳收率。

该方法的大部分能量是在反应器的上部提供，在那里，挥发物和细煤粒与诸如注入的氧气在颗粒浓度仍然很高因而有良好的热传递的区中燃烧，避免了颗粒团聚，而这在如鼓泡流化床的燃烧区被稀释的反应器系统中很容易发生。此外，反应器中的颗粒的循环确保了良好的热传递，这在常规的、固定式流化床或固定床反应器的稀释自由板中也是关键的。

由于挥发物不是固定碳并且细颗粒无论如何都会随脱气物流而流失，所以燃烧的碳单元并不显著影响固定碳的收率。然而，通过将反应器分隔开并使一区域致力于产生能量，即使在1000℃以上的高温范围内，也可以在流化床反应器中实现高的固定碳收率(＞60％)，避免了大量焦油的产生。

通过使用将氧气含量小于5％的气体或空气供入到反应器的下部和/或底部作为流化气体和将氧气含量为50％至约100％、优选在90％和99％之间、特别是具有至少为95％的氧气含量的富氧气体或富氧空气供入到流化床反应器的上部作为二次气体(secondary gas)的循环流化床(CFB)，可以在产品中实现大于60％、优选大于70％的固定碳收率。

根据本发明的一个优选实施方案，在流化床反应器的循环流化床中的反应温度在约1000℃和约1100℃之间。虽然温度可以在950℃至1150℃之间特别是在980℃和1100℃之间，但优选高于1000℃的反应温度，优选高于1050℃。在本发明的方法中的反应压力可以在1巴和40巴之间，优选在1.1巴和30巴之间。然而，优选流化床反应器中的压力高于约5巴并低于20巴。

此外，或者作为对上面的替代，将蒸汽与气体或空气的混合物或这些气体的混合物供入到流化床反应器的循环流化床中作为主流化气体。此外，也可使用循环气体。可以调整进料气体的数量和比例以及它们的氧气与其它组分的含量。

将本发明的方法调整为除焦炭外还生成高热量的燃料气。通过在流化床反应器中将含碳物质脱气而产生的燃料气优选具有9MJ/m3(STP)的最低热值。这种燃料气优选具有低焦油含量。

为了确保在本发明的方法内再次使用热能和燃料气，可以提供一个闭路气体流动系统，流化床反应器的尾气被输送给废热锅炉以产生蒸汽且至少部分被作为流化气体引入到流化床反应器中。这一数量可以控制和调整。离开废热锅炉的气体可以在多管式旋流除尘器或例如织物或金属或陶瓷过滤器或静电除尘器的任何其他类型的除尘系统中部分除尘，并在将燃料气重新引入流化床反应器之前供给工艺气体洗涤单元进行进一步的净化和冷却。此外，循环气体的含量可以通过添加或去除诸如水、二氧化碳、氧气、污染物和/或杂质的组分进行控制。在使用燃料气或再循环气体之前，也可以例如通过热传递或部分燃烧来重新加热该气体并使用过程能量来重新加热。

有利的是，将流化床反应器中产生的固体即热焦炭在高于约750℃、优选在950℃和1100℃之间的温度下转移到诸如熔炉或旋转窑的装置中。因此，在流化床反应器中所产生的热焦炭的热能可以在另外的冶金工艺中再利用。

在本发明的另一优选实施方案中，通过风动喷射和/或运输系统将产生的热焦炭传送到用于诸如铁的熔融还原或钛铁矿还原的冶金工艺的装置中。或者，热焦炭不直接传送到冶金厂，而可以收集于中间储仓中，从那里它被供给到熔融反应器或还原反应器或类似物中。因此，所产生的焦炭可堆积或填存于封闭仓储列车箱中运输。也可以将焦炭用于任何其它方便的工艺诸如作为烧结、造球、金属的电提炼中作为补充物以及用于例如发电厂或元素磷生产的非冶金工艺中。

优选将作为含碳进料的湿煤预干燥并粉碎至10毫米以下的颗粒大小，然后将该煤送入流化床反应器中。用运输系统将湿煤从堆积处供给湿煤仓。湿煤仓可以有用于15个小时操作的存储容量。将收到的煤粉碎并同时干燥以去除表面水分，优选尽可能快。之后，煤可存储在用于干煤的仓中，和/或由风动输送和投配系统持续传输到流化床反应器中。因此可使用水分含量减少到低于5％的含碳进料无烟煤和锅炉用煤和/或表面水分含量减少到低于17％的褐煤和褐煤。预干燥的煤的水含量可根据所需的工艺需要而控制。来自煤的干燥过程中的流出物气体可以从其它气体中去除，并可以例如根据AU 2005 237 179在特别的装置中处理，或在此工艺中重复使用，例如在加热后作为注入反应器的上部的含蒸汽的气体或作为流化气体和/或再循环气体的一部分。预干燥的煤可被加热且在此加热期间能去除挥发物的一部分。这种气体物流也可以单独处理，例如作为工艺气体或用于燃烧。

为了在冶金工艺中使用，优选使用低挥发物含量的焦炭，因为这会导致节能和增加产量。因此，根据本发明的一个优选实施方案，在流化床反应器中产生的焦炭的挥发物含量低于10wt％，优选低于4wt％。

根据本发明的、特别适用于执行上述生产焦炭和燃料气的方法的装置包括：优选地带有循环流化床的流化床反应器或带有内部循环的如DE102 60 734的环形流化床反应器，用于另一冶金工艺的另一反应器，和在所述流化床反应器与所述另一反应器之间提供的风动喷射和/或运输系统。所述流化床反应器配有：在该反应器的较低区提供的并与蒸汽和气体或空气或这些气体的混合物的供应连接的用于主流化气体的入口，在上述用于主流化气体的入口上方并与富氧气体或富氧空气或这些气体的混合物的供应连接的二次气体入口，和与干燥且粉碎的煤或类似的含碳物质的供应连接的固体入口。根据本发明，主流化气体入口与第一气体或空气供应连接，二次气体入口与第二富氧气体或富氧空气供应连接，第一气体或空气供应的氧气含量比第二富氧气体或富氧空气供应的氧气含量少。这确保了反应器的下部区的游离氧少，从而燃烧较少的固定碳，导致特别是在期望粗颗粒产品时有较高的碳收率。在这种情况下，该方法的大部分能量是在反应器的上部提供，在那里，挥发物和细煤粒与诸如注入的氧气在颗粒浓度仍然很高因而有良好的热传递的区中燃烧，避免了颗粒的团聚。应指出，根据本发明，所述装置可配置为使得流化床反应器中产生的焦炭可堆积或填存于封闭仓储列车箱中运输而不是将热焦炭传入另一反应器用于另外的冶金工艺或之后将热焦炭传入另一反应器用于另外的冶金工艺。

在本发明的一个优选实施方案中，在流化床反应器的下游提供旋风分离器和/或多管式旋流除尘器，用于将焦炭和粉尘与燃料气分离开，旋风分离器和/或多管式旋流除尘器的出口与管道连接，以将进料的燃料气作为流化气体供入流化床反应器中和/或供入在流化床反应器的下游提供的流化床冷却器中。或者，可使用例如织物或陶瓷过滤器或静电除尘器的任何其它的除尘系统。因此，可提供闭路气体流动系统来再循环和再利用至少一部分所产生的工艺气体用于流化。

有利的是将焦炭传送至另一反应器用于另外的过程，优选用于冶金过程的反应器，比如是用于铁的熔融还原的熔炉、用于钛铁矿还原的旋转窑或用于金属的电提炼的电炉。在将焦炭传送至另一反应器之前，焦炭可被冷却和/或与流化床反应器中的粉尘混合。

冷却焦炭产品的另一优选的选择是将固体冷却与锅炉给水的预热相结合同时传送至期望的装置高度。为此，优选使用如DE 102 60 738那样的将环形流化床反应器系统与竖直风动输送反应器相结合的方法。优选将冷却束插入流化床的环形轮中为废气列车中的废热锅炉的节热器传热。

应用本发明的进步、优点和可能性也可以从下面的实施方案的说明并从附图中得出。所有说明和/或图示的特征自身或其结合形式构成了本发明的主题，而与它们列入权利要求或它们的背景参考文献中无关。

附图简述

图1示出了根据本发明的第一实施方案的方法和装置的工艺图。

图2示出了根据本发明的第二实施方案的方法和装置的工艺图。

优选实施方案的详细说明

图1所示的装置包括：流化床反应器1，它具有循环流化床；旋风分离器2，它被提供在循环流化床反应器1(CFB反应器)的下游。在流化床反应器1中提供了用于引入主流化气体的第一入口3、用于引入二次气体的第二入口4和用于引入固体的第三入口5。第一入口3连接到蒸汽和气体或空气或这些气体的混合物的供应。第二入口4连接到富氧气体或富氧空气或这些气体的混合物的供应。因此，通过第二入口4将富氧气体或富氧空气引入其中的反应器1的上部区中的氧气可用度与第一入口3所在的反应器1的下部区相比要明显更高。第三入口5可以是风动输送系统(图1中未图示)的一部分，以将干煤或类似的含碳物质供入流化床反应器1。或者，煤可使用闭锁式料斗和机械与容积输送系统例如旋转阀或螺旋输送机引入CFB反应器。

可以在流化床反应器1的上游提供储存区，用运输系统将煤从该储存区供给到可以有15个小时操作的存储容量的湿煤仓中。此外，可提供煤粉碎和干燥系统，在其中将收到的煤粉碎成10毫米以下的颗粒大小并同时干燥以尽可能地去除表面水分。在通过风动输送和投配系统将煤连续地送入流化床反应器1中之前，煤可存储在干煤仓中。

为了实现在循环流化床反应器1的整个高度上的均匀气体速度，在底部区(图1中未图示)将反应器的截面成型为锥形。如图2所示，可通过喷嘴网格将再循环气体作为流化气体引入该方法中。由于气体速度高，在流化床反应器1的整个高度上固体都被夹带，使得悬浮固体处于不断运动之中。固体要么随气流离开反应器并通过旋风分离器2回收(外循环)，要么流回反应器壁上以在反应器底部重新夹带于流化气体中(内循环)。这种强烈的固体/气体混合行为是带循环流化床的系统的特征，并确保了极好的传热和传质以及在整个流化床反应器1中的几乎均匀的温度分布。

在流化床反应器1中产生的燃料气及其夹带的固体被排入旋风分离器2以将焦炭和粉尘与可以通过管道6排出的燃料气分离开。在离开流化床反应器1的气体中夹带的颗粒的主要部分在回收旋风分离器2中与工艺气体分开，并通过管道7返回到循环流化床，通过密封罐形成外部循环回路。来自密封罐的物质以及通过管道7a从流化床反应器1的下部来的物质通过水冷式排放设备以使得在反应器的高度上保持恒定的压差的速度排放，这是反应器库存的措施。

通过管道7从旋风分离器2排出的或通过管道7a从流化床反应器1的出口排出的诸如焦炭和粉尘的固体可被供入到另一反应器8，例如用于铁的熔融还原的熔炉或用于钛铁矿还原的旋转窑。可通过图1中用箭头所示的风动喷射和运输系统9将热焦炭及类似物从管道7转移到反应器8内。

现在看图2，如上所述，所述装置配有流化床反应器1和旋风分离器2。

有可能在流化床反应器的1的上游提供湿煤储存仓、煤粉碎和干燥系统、干煤储存仓和/或用于干煤的风动输送(图中未图示)。

通过管道7从旋风分离器2排放的和/或从流化床反应器1排放的热焦炭被供到流化床冷却器10中。该焦炭可能随后供给转送容器11和/或通过是热输送系统的喷射和运输系统9传送到另一反应器8。

流化床冷却器10是实现低的气体速度的中度流化，只够维持固体运动并允许粗细颗粒混合。通过注入水或用其它手段(例如冷却束)控制温度，将物质的最终温度调整为处理850℃的最高输送温度。离开流化床冷却器10的尾气(燃料气)可以注入到工艺气体洗涤器之前的工艺气体系统中。假设在排放的焦炭中挥发物含量低于3wt％。

通过管道6离开旋风分离器2的燃料气在约1000℃下引入废热锅炉12，废热锅炉12中的蒸汽是通过加热锅炉给水来生产的。经过在废热锅炉12中冷却后，燃料气在在废热锅炉12的下游提供的多管式旋流除尘器13中至少部分除尘。从多管式旋流除尘器13中排放的粉尘可以与从循环流化床排出的焦炭混合，并传输到流化床冷却器10或转送容器11中。

在约400℃下离开多管式旋流除尘器13的燃料气可能会在工艺气体洗涤器单元(未图示)中受到进一步的净化和/或冷却到约30℃。所产生的燃料气的能量可用于例如预干燥和/或预加热含碳物质和/或预加热其它工艺物质。在澄清器中处理来自洗涤器的工艺水，产生富碳的泥浆。将澄清器的溢流再循环到洗涤器。富碳的泥浆可以被再循环到煤粉碎和干燥设备中，或者也可以也许是在例如在团聚或压缩之后被直接再循环到工艺炉中。

在闭路气体流动系统中，然后可通过管道14将净化且冷却的燃料气排出，或通过管道15至少部分地重新引入所述工艺中。该数量可以控制和/或调整。如图2所示，燃料气可作为流化气体送入流化床冷却器10中和/或可作为流化气体送入流化床反应器1中。在使用燃料气或再循环气体之前，气体的内容物可通过添加或去除如蒸汽、二氧化碳或硫化氢的组分来控制和/或调整。

该装置可在常压状况下或优选在高于5巴的压力下操作。然而，由于压力损失和物质负荷，所产生的压力会更高。因此，可能会提供再压缩工艺气体流的再循环气体压缩机来补偿装置的压力损失。工艺水和机械冷却水在冷却塔中冷却并再循环回去。

实施例1(生产焦炭和燃料气)

在图2所示的装置中，使用385吨/小时的湿亚烟煤作为含碳物质来生产焦炭和燃料气，该亚烟煤被粉碎和干燥以将水分含量减少至14wt％，然后通过入口5送入流化床反应器1的循环流化床中。送入的煤的组成如下：77wt％(daf＝干燥且无灰)的C；4.1wt％(daf)的H；16.91wt％(daf)的O；0.65wt％(daf)的S；1.34wt％(daf)的N和9.1wt％的灰。挥发物含量是35.3wt％(d.b.＝干基)，固定碳含量是55.6wt％(d.b.)。

使用作为二次气体通过入口4供入反应器的62,000Nm3/h的氧气(95％氧气)和5吨/小时的低压蒸汽(900kPag)在循环流化床中部分燃烧和气化煤。反应器使用通过入口3引入的90,000m3/h(STP)的再循环气体来流化，所述再循环气体有39.3％的一氧化碳、13.1％的二氧化碳、37.6％的氮气、1.4％的水、2.4％的甲烷、0.4％的硫化氢和5.8％的氮气。循环流化床中的温度高于1000℃，压力为500kPag。

碳的部分燃烧和气化按如下反应进行：

2C+11/2O2＝CO+CO2

C+H2O＝CO+H2

假设离开循环流化床反应器1的工艺气体的CO/CO2的比为2.90。产生了274,000m3/h(STP)燃料气，其组成如下：12.7体积％的二氧化碳；6.0体积％的氮气；0体积％的氧气；40.1体积％的一氧化碳；38.6体积％的氢气；2.5体积％的甲烷；0.1体积％的水；50ppmv的硫化氢。

此外，生产了152吨/小时的焦炭，其碳含量为80wt％和挥发物(残灰)为2wt％。这一由碳和灰组成的固体产物可以在回收旋风分离器2后的回收线排出，或从流化床反应器1的底部排出。所产生的过细以致于不能在回收旋风分离器2排出的粉尘在多管式旋流除尘器13排出，来自流化床反应器1的焦炭和来自多管式旋流除尘器13的粉尘在流化床反应器10中混合，该流化床反应器10也用于将产物冷却到低于850℃的温度。或者，多管式旋流除尘器粉尘流可与来自流化床冷却器10的冷却产物合并。

流化床反应器10使用冷的再循环气体来流化和冷却。此外，如果合适的话，可以将水注入到流化床反应器10中以进一步冷却。或者，也可使用间接冷却器。

从流化床反应器10来的产物被输送到转运容器11中，使用热输送系统将其从那里输送至另一反应器8，例如熔融还原容器。或者，该产物可以堆积或填存于封闭仓储列车箱中运输。

离开在流化床反应器1的下游的旋风分离器2的燃料气在废热锅炉12中冷却至温度低于450℃，然后使该燃料气进入多管式旋流除尘器13。多管式旋流除尘器中的一直不能被排出的超细粉可作为污泥由文丘里型洗气器(未图示)排出。然后可以将污泥运送到澄清器。假设有10wt％的所产生的焦炭被作为污泥而收集。在一集成装置中，该污泥可通过在流化床反应器1的上游的煤干燥和粉碎单元(未图示)进行再循环。

此外，由多管式旋流除尘器13排出的工艺气体(燃料气)可以在工艺气体冷却器(未图示)中进一步冷却，并可随后传递到界区(未图示)进一步使用。一部分工艺气体通过管道15再循环并用作流化床反应器1的循环流化床和流化床冷却器10的流化气体。此外，将一些量的工艺气体用作燃料气以干燥煤。

附图标记：

1循环流化床反应器

2旋风分离器

3第一入口(气体)

4第二入口(气体)

5第三入口(固体)

6管道

7，7a管道

8另一反应器

9喷射和运输系统

10流化床冷却器

11容器

12废热锅炉

13多管式旋流除尘器

14管道

15管道