本發(fā)明涉及到煤化工，具體指一種煤直接加氫熱解方法。

背景技術(shù)：

煤直接加氫工藝過程主要包括煤的破碎與干燥、煤漿制備、加氫液化、固液分離、氣體凈化、液體產(chǎn)品分餾和精制以及制氫等部分。主要流程為：在高溫高壓下，高濃度煤漿中的煤發(fā)生熱解，在催化劑作用下進(jìn)行加氫和分解，最終成為穩(wěn)定的液體分子。液化過程中，將煤、催化劑和循環(huán)油制成的煤漿，與制得的氫氣混合送入反應(yīng)器。在液化反應(yīng)器內(nèi)，煤首先發(fā)生熱解反應(yīng)，生成自由基“碎片”，不穩(wěn)定的自由基“碎片”再與氫在催化劑存在條件下結(jié)合，形成分子量比煤低得多的初級(jí)加氫產(chǎn)物。出反應(yīng)器的產(chǎn)物構(gòu)成十分復(fù)雜，包括氣、液、固三相。氣相的主要成分是氫氣，分離后循環(huán)返回反應(yīng)器重新參加反應(yīng)；固相為未反應(yīng)的煤、礦物質(zhì)及催化劑；液相則為輕油(粗汽油)、中油等餾份油及重油。液相餾份油經(jīng)提質(zhì)加工(如加氫精制、加氫裂化和重整等)得到合格的汽油、柴油和航空煤油等產(chǎn)品。重質(zhì)的液固淤漿經(jīng)進(jìn)一步分離得到重油和殘?jiān)?，重油作為循環(huán)溶劑用于煤漿制備。

現(xiàn)有的煤直接液化技術(shù)中，反應(yīng)器反應(yīng)壓力高達(dá)17MPa-30Mpa，氫耗量高達(dá)6％-10％，流程復(fù)雜，投資成本高。工藝過程中不僅要補(bǔ)充大量新氫，還需要循環(huán)油作供氫溶劑，裝置生產(chǎn)能力降低，出液化反應(yīng)器的產(chǎn)物組成復(fù)雜，固液兩相分離困難，產(chǎn)油率低。

技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：

本發(fā)明所要解決的技術(shù)問題是針對現(xiàn)有技術(shù)的現(xiàn)狀提供一種集煤制氫和煤加氫一體化、無需配套煤制氫裝置且反應(yīng)條件溫和、氫耗量小、產(chǎn)油率高的煤直接加氫方法。

本發(fā)明解決上述技術(shù)問題所采用的技術(shù)方案為：該煤直接加氫熱解方法，其特征在于包括下述步驟：

來自磨煤裝置的煤粉通過煤粉輸送裝置送至氣化爐的氣化噴嘴和粉煤噴嘴，其中，粉煤輸送混合相流速為4～15m/s；混合密度為200～550kg/m³；

由汽包產(chǎn)生的蒸汽和從界區(qū)來的氧氣與煤粉一起經(jīng)由氣化噴嘴進(jìn)入氣化室反應(yīng)，產(chǎn)生高溫富氫合成氣和煤渣；控制蒸汽、氧氣和煤粉的比例為0.2～0.8Nm³氧氣/kg煤，0.1～0.5Nm³蒸汽/Nm³氧氣；控制氣化室內(nèi)反應(yīng)溫度為600～1500℃，壓力為1.0～6.0MPag；

煤渣和合成氣進(jìn)入下降管；煤渣在自身重力作用下沿下降管進(jìn)入激冷室內(nèi)，冷卻后排出；

合成氣上行，經(jīng)由各噴孔進(jìn)入熱解室內(nèi)，與來自粉煤燒嘴的煤粉反應(yīng)，生成油氣和煤焦；控制所述熱解室內(nèi)的反應(yīng)溫度為600～1200℃、壓力為1.0～6.0MPag；

所述油氣和煤焦從出料口排出，進(jìn)入旋風(fēng)分離器內(nèi)分離出煤焦和油氣；

分離后的煤焦從所述旋風(fēng)分離器的底部出口排出；分離出的油氣則從旋風(fēng)分離器的頂部出口排出，與鍋爐水換熱后進(jìn)入油氣分離裝置，分離出油品和以CO、H₂和CH₄為主要成分的可燃?xì)怏w；

所述可燃?xì)怏w進(jìn)入氣體凈化裝置，分離出合成氣和燃料氣，燃料氣送去磨煤單元；

換熱后的鍋爐水進(jìn)入所述氣化爐的冷壁，吸收熱量后生成汽水混合物，汽水混合物進(jìn)入汽包，分離蒸汽和水，所述蒸汽送去所述氣化噴嘴。

優(yōu)選所述煤粉的粒徑小于等于90微米，含水量小于等于2wt％，煤粉的溫度為80～100℃。

所述煤粉輸送裝置為氣力輸送裝置。

優(yōu)選所述旋風(fēng)分離為兩級(jí)旋風(fēng)分離。

作為優(yōu)選，上述各方案中的氣化爐的頂部設(shè)有氣化噴嘴，所述氣化爐的內(nèi)腔自上而下依次設(shè)有氣化室、熱解室和激冷室，下降管的上端口連接所述氣化室的底部出口，所述下降管的下端口穿過所述熱解室插入到所述激冷室內(nèi)；所述氣化爐的底部設(shè)有渣出口；

所述下降管的頂部入口通過擋板密封連接所述氣化室的外側(cè)壁；所述擋板上間隔設(shè)有多個(gè)對向所述熱解室噴孔；

所述氣化爐的側(cè)壁上設(shè)有至少一個(gè)對向所述熱解室的粉煤噴嘴；所述氣化爐的側(cè)壁上還設(shè)有連通所述熱解室的物料出口。

所述擋板與所述氣化爐的軸向夾角為15～60°。

所述粉煤噴嘴的軸向與所述氣化爐(1)的徑向夾角為0～60°，以使煤粉與合成氣充分接觸，提高反應(yīng)效率。

所述熱解室的底面相對于所述氣化爐的側(cè)壁傾斜設(shè)置，所述物料出口設(shè)置在所述熱解室的最低位置。

所述粉煤噴嘴有多個(gè)，沿所述氣化爐的周壁均勻布置。

與現(xiàn)有技術(shù)相比，本發(fā)明所提供是煤直接加氫熱解方法，將煤制氫和煤熱解集成在一個(gè)反應(yīng)器中實(shí)現(xiàn)了煤制氫和煤加氫的一體化，無需配套煤制氫裝置；且反應(yīng)條件溫和，不需要外供氫源，氫耗量小，只有2％左右，產(chǎn)油率高，設(shè)備投資??；并且需催化劑，操作運(yùn)行費(fèi)用低；

主要反應(yīng)在1～3秒內(nèi)完成，反應(yīng)器處理能力大；

氣化室與熱解室為水冷壁結(jié)構(gòu)，通過回收氣化反應(yīng)與熱解加氫反應(yīng)的大部分熱量，產(chǎn)生大量蒸汽減少能耗；通過廢鍋回收合成氣部分熱量，提高了熱能利用率；節(jié)能降耗效果好；

油氣分離裝置與氣體凈化裝置分離出燃料氣供磨煤裝置使用，實(shí)現(xiàn)了物料的循環(huán)利用，提高了整套裝置的效率。

附圖說明

圖1為本發(fā)明實(shí)施例流程示意圖；

圖2為本發(fā)明實(shí)施例中氣化爐的放大圖；

圖3為本發(fā)明實(shí)施例中氣化噴嘴的剖視示意圖；

圖4為本發(fā)明實(shí)施例中粉煤噴嘴的剖視示意圖；

圖5為本發(fā)明實(shí)施例粉煤噴嘴布置示意圖。

具體實(shí)施方式

以下結(jié)合附圖實(shí)施例對本發(fā)明作進(jìn)一步詳細(xì)描述。

如圖1至圖5所示，本實(shí)施例中使用的主要反應(yīng)器是氣化爐1，氣化爐1的頂部設(shè)有氣化噴嘴2，氣化爐的底部設(shè)有渣出口14；氣化爐的內(nèi)腔自上而下依次分為氣化室11、熱解室15和激冷室13。

其中，熱解室15的底面相對于氣化爐1的側(cè)壁傾斜設(shè)置；氣化爐1的側(cè)壁上設(shè)有連通熱解室15的物料出口17，物料出口17設(shè)置在熱解室15的最低位置處，以方便出料。

氣化室11的底部為錐形結(jié)構(gòu)，其底部出口16為外擴(kuò)的上小下大的喇叭口，底部出口連通下降管12并容置在擋板4。

下降管12，連接氣化室11和激冷室13，為渣料的下降通道；其下端口穿過熱解室15底面插入到激冷室的液面內(nèi)；下降管12的頂部入口通過擋板4密封連接氣化室11的外側(cè)壁。

本實(shí)施例中，擋板4與氣化爐1的軸向夾角為45°擋板4上間隔設(shè)有多個(gè)對向熱解室15的噴孔41。

激冷室13，用于對反應(yīng)所產(chǎn)生的渣料進(jìn)行冷卻后排出氣化爐，下降管12連接有激冷裝置(圖中未示出)，用于冷卻保護(hù)下降管，同時(shí)向激冷室提供冷卻水；激冷室的側(cè)壁上還設(shè)有激冷水通道18，用于向激冷室內(nèi)補(bǔ)水，保持激冷室內(nèi)液位。

本實(shí)施例中的激冷裝置可根據(jù)需要選用現(xiàn)有技術(shù)中的任意一種。

氣化噴嘴2，用于向氣化室內(nèi)噴送反應(yīng)物料，可根據(jù)需要選用現(xiàn)有技術(shù)中的任意一種。本實(shí)施例中的氣化噴嘴2包括第一本體，第一本體上由內(nèi)而外依次設(shè)有燃料通道22、氧氣通道23、蒸汽通道24和第一冷卻通道25；燃料通道22與所述氧氣通道23之間的隔層26采用耐磨材料制備。

粉煤噴嘴3，有八個(gè)，均布在氣化爐的周向側(cè)壁上，其出口對向熱解室15，用于向熱解室15內(nèi)噴射煤粉；包括第二本體31，第二本體31上設(shè)有粉煤通道32，粉煤通道32外設(shè)有第二冷卻通道33。第二本體31采用耐磨材料制備。

本實(shí)施例中，粉煤噴嘴3的軸向與氣化爐1的徑向夾角為60°，與氣化室的底部錐面相平行。

來自磨煤裝置8的粒徑小于等于90微米、含水量小于等于2wt％//溫度為80～100℃的煤粉通過煤粉輸送裝置9送至氣化爐1的氣化噴嘴2和粉煤噴嘴3，其中，粉煤輸送混合相流速為10m/s；混合密度為350kg/m³；所述煤粉輸送裝置9為氣力輸送裝置，輸送氣體為氮?dú)猓斔蛪毫?.0MPag。

由汽包10產(chǎn)生的蒸汽和從界區(qū)來的氧氣與煤粉一起經(jīng)由氣化噴嘴2進(jìn)入氣化室11反應(yīng)，生成以CO+H₂為主要組成的高溫富氫合成氣和煤渣；控制蒸汽、氧氣和煤粉的比例為0.50Nm³氧氣/kg煤，蒸汽量可取0.3Nm³/Nm³氧氣；控制氣化室內(nèi)反應(yīng)溫度為600～1500℃，壓力為1.0～6.0MPag；

煤渣和合成氣進(jìn)入下降管12；煤渣在自身重力作用下沿下降管12進(jìn)入激冷室13內(nèi)，冷卻后排出；控制激冷室的溫度在300℃以下。

合成氣上行，經(jīng)由各噴孔41進(jìn)入熱解室15內(nèi)，與來自粉煤燒嘴3的煤粉反應(yīng)，生成油氣和煤焦；控制所述熱解室15內(nèi)的反應(yīng)溫度為800～900℃、壓力為3.5±0.2MPag；

所述油氣和煤焦從出料口17排出，依次進(jìn)入兩級(jí)旋風(fēng)分離器5內(nèi)分離出煤焦和油氣；

分離后的煤焦從所述旋風(fēng)分離器5的底部出口排出；分離出的油氣則從旋風(fēng)分離器5的頂部出口排出，與鍋爐水換熱后進(jìn)入油氣分離裝置6，分離出油品和以CO、H₂和CH₄為主要成分的可燃?xì)怏w；

可燃?xì)怏w進(jìn)入氣體凈化裝置7，分離出合成氣和燃料氣，燃料氣送去磨煤單元8；

換熱后的鍋爐水進(jìn)入所述氣化爐1的冷壁，吸收熱量后生成汽水混合物，汽水混合物進(jìn)入汽包，分離蒸汽和水，蒸汽送去所述氣化噴嘴2。

本發(fā)明中能效可達(dá)70～80％，現(xiàn)有技術(shù)中煤炭直接液化技術(shù)的能效僅約50％；煤耗為3.3～3.5噸，低于現(xiàn)有煤炭直接液化技術(shù)；液相產(chǎn)品收率可達(dá)25～33％，與現(xiàn)有先進(jìn)水平持平；CO₂排放量0.05～0.5噸/噸油品，比現(xiàn)有煤炭直接液化技術(shù)5～6噸/噸油品明顯減少，百萬噸級(jí)別投資為現(xiàn)有煤炭直接液化技術(shù)的50～60％。

綜合技術(shù)指標(biāo)、環(huán)保指標(biāo)及投資方面，本發(fā)明相比現(xiàn)有技術(shù)均具有明顯的優(yōu)勢。