專利名稱：提高高水分材料的質量、分離和富集其中含有的有機和/或無機材料的裝置和方法
技術領域：
本發(fā)明涉及用于提高高水分材料如煤的質量特性的裝置和方法。更具體而言，本 發(fā)明將現(xiàn)有的工業(yè)過程裝置廢熱源用于低溫、露天工藝中，以在工廠加工或燃燒粒狀材料 之前干燥這樣的材料，從而提高它們的熱含量或加工性，并且降低工廠排放。在本發(fā)明的另 一方面，將與流化床操作性相通的洗滌器組件用于加工煤或其它有機材料，使得含有污染 物或其它不適宜成分的更致密和/或更大的材料與剩余的煤或其它有機材料分離。雖然可 以將此方法和洗滌器組件以有效或經濟的方式用于許多不同的工業(yè)中，但是它特別適宜用 于發(fā)電廠，用于減少燃燒前的煤中的水分含量和硫、汞和飛灰成分。
背景技術：
全世界約63%的電力以及在美國生產的70%電力都是在發(fā)電廠燃燒化石燃料如 煤、石油或天然氣而產生的。這樣的燃料在發(fā)電廠的燃燒室中燃燒，以產生用于使鍋爐中的 水轉變成水蒸汽的熱量。然后，此水蒸汽被過熱并引入到巨大水蒸汽渦輪機中，由此它推動 渦輪機的扇狀葉片，使軸旋轉。這個旋轉的軸再使發(fā)電機的轉子旋轉，從而產生電力。水蒸汽一旦流過渦輪機，就進入冷凝器，在此處它繞著攜帶有冷卻水的管通過，這 些冷卻水吸收來自水蒸汽的熱量。當水蒸汽冷卻時，它冷凝成水，然后水被泵送回到鍋爐 中，重復將其再次加熱成水蒸汽的過程。在很多發(fā)電廠中，在冷凝器管道內吸收了來自水蒸 汽的這種熱量的這種水被泵送到噴淋池或冷卻塔進行冷卻。然后，冷卻水可以再循環(huán)通過 冷凝器，或排放到湖泊、河流或其它水體中。在美國開采的89%的煤都被用作發(fā)電廠的熱源。不同于石油和天然氣的是，能夠 從地球上經濟地提取的煤的可供源是豐富的。有四種主要類型的煤無煙煤、煙煤、次煙煤和褐煤。盡管這四種煤都主要包含 碳、氫、氮、氧和硫以及水分，但是包含在煤中的這些固體元素及水分的具體量變化很大。例 如，最高級的無煙煤包含約98重量％的碳，而最低級的褐煤(也稱作“褐色煤”)可以只包 含約30重量％的碳。同時，水分量在無煙煤和煙煤中可能小于1%，而在諸如保德河盆地 (“PRB”)的次煙煤中為25-30重量％，在北美褐煤中為35-40重量％。對于澳大利亞和俄羅斯，這些褐煤水分量可能分別高達50%和60%。相比于煙煤和無煙煤，這些高水分的次 煙煤和褐煤具有較低的熱值，原因是它們在燃燒時產生更少量的熱。而且，高的燃料水分影 響電源裝置工作的所有方面，包括影響性能及排放。相比于高級煤的情況，高的燃料水分使 鍋爐的效率明顯更低以及單位熱耗更高。高水分含量還可能導致在比如燃料處理、燃料磨 碎、風機容量和高的廢氣流量的方面的問題。在美國，煙煤由于含量豐富并且具有較高的熱值，因而是最廣泛用于電力生產的 等級的煤。但是，它們還包含中等至高含量的硫。作為在美國日益嚴格的環(huán)境法規(guī)如清潔 空氣法案的結果，發(fā)電廠不得不在這些工廠的煙囪前面安裝昂貴的洗滌器裝置，以防止這 些煤燃燒所產生的二氧化硫(“S02”)、氮氧化物(“N0X”)和飛灰污染空氣。低級煤如次煙煤和褐煤由于硫含量和成本低，因而作為發(fā)電廠用的熱源已經日益 得到了關注。但是，它們在燃燒時仍然產生足夠量的S02，NO,*飛灰，使得需要對廢氣進行 處理，以符合聯(lián)邦和州的污染標準。另外，灰分和硫是煤中出現(xiàn)的主要雜質?；曳种饕射X、 鈣、鐵和硅的礦物化合物組成。煤中的一些硫也是礦物形式-特別是黃鐵礦，其是鐵和硫的 化合物。煤中的其余硫是有機硫的形式，其與煤中的碳緊密地結合。業(yè)內早已認識到，煤經過加熱降低了它的水分，因此，通過干燥煤，提高了煤的等 級以及熱值(BTU/磅)。在熱水鍋爐中燃燒之前，煤的干燥可以提高鍋爐的所得效率。在現(xiàn)有技術中已經將各種各樣的干燥器裝置用于干燥煤，包括回轉窯(授給Berg 的美國專利5，103，743)，串聯(lián)回旋床干燥器(授權給Petrovic等的美國專利4，470，878)， 長槽干燥器(授權給Siddoway等的美國專利4，617，744)，料斗式干燥器(授權給Ohno等的 美國專利5，033，208)，移動床式干燥器(授權給Petrovic等的美國專利4，606，793)和振 動流化床干燥器(授權給Ladt的美國專利4，444，129)。在內業(yè)還周知的是流化床干燥器 或反應器，其中，為了提高干燥性能，通過流化床底部的孔引入流化介質，以使煤顆粒分離 并漂浮。流化介質可以兼作直接加熱介質，或可以在流化床反應器內安置單獨的間接熱源。 參見，例如，授權給Goldich的美國專利5，537，941 ；授權給Selle等的5，546，875 ；授權給 Reynoldson 等的 5，832，848 ；授權給 Dun lop 的 5，830, 246,5, 830, 247 和 5，858，035 ；授權 給Kannenberg 等的 5，637，336 ；授權給Dietz 的 5，471，955 ；授權給 Heard 等的 4，300, 291 ； 以及授權給Parks的3，687，431。但是，這些傳統(tǒng)的干燥工藝中的很多都在非常高的溫度和壓力下使用。例如，礦 業(yè)局工藝在1500psig下進行，而在授權給Koppelman的美國專利4，052，168中公開的干 燥工藝需要1000-3000psi的壓力。類似地，授權給Criner的美國專利2，671，968教導了 1000° F的上升氣流的應用。同樣，授權給Dimlop的美國專利5，145，489公開了一種用 于同時改進煤和油的燃料性質的工藝，其中使用了被保持在850-1050° F的反應器。還 參見授權給Mansfield的美國專利3，434，932 (1400-1600 ° F)；以及授權給Shelton的 4，571，174(彡 1000° F)。采用這種非常高的溫度干燥或另外地處理煤，需要巨大的能量消耗和其它資金和 操作成本，這可能非?？斓貙е碌图壝旱氖褂迷诮洕想y于實行。而且，干燥工藝使用的更 高溫度使得形成另一種需要被處理的排出流，原因在于揮發(fā)物被驅出。此外，這種經濟平 衡變復雜的事實在于，為提高被干燥煤的熱值，現(xiàn)有技術的煤干燥工藝通常依賴于化石燃 料如煤、石油或天然氣的燃燒來提供十足的熱源。參見，例如，授權給Michael等的美國專利 4，533，438 ；授權給 Dun lop 的 4，145，489 ；授權給 Blake 的 4，324，544 ；授權給 Seitzer 的4，192，650 ；授權給Ladt的4，444，129 ；以及授權給Berg的5，103，743。在一些情況 下，這種燃燒后的燃料源可以構成在煤干燥工藝內分離并回收的煤粉。參見，例如，授權給 Merriam等的美國專利5，322，530 ；授權給Erhard的4，280, 418 ；以及授權給Stahlherm等 的 4，240,877。因此，人們一直致力于開發(fā)利用低溫條件干燥煤的工藝。例如，授權給Johnson 的美國專利3，985，516教導了一種用于低級煤的干燥工藝，該工藝在400-500° F范圍 內的流化床中使用溫熱惰性氣體作為干燥介質。授權給Greene的美國專利4，810，258 公開了使用過熱氣態(tài)干燥介質將煤加熱到300-450° F，但是其優(yōu)選溫度和壓力為 850 ° F和0. 541psi。也參見，例如，授權給Petrovic等的美國專利4，436，589和 4，431，585 (392° F)；授權給 Dellessard 等的 4，338，160 (482-1202° F)；授權給 Ottoson 的 4，495，710 (400-900 ° F)；授權給 Coleman 等的 5，527，365 (302-572 ° F)；授權給 Fracas 的 5，547，549 (500-600° F)；授權給Dunlop 的 5，858，035 ；以及授權給Dunlop 等的 5，904，741 和 6，162，265 (480-600° F)。雖然幾種現(xiàn)有技術的煤干燥工藝仍然采用更低的溫度，但是只是將煤干燥到有 限的程度。例如，授權給Dunlop的美國專利5，830，247公開了一種采用流化床密度為 20-401bs/ft3的第一流化床反應器不可逆制造干燥煤的工藝，其中水分含量為15-30重 量％、氧含量為10-20%以及顆粒大小為0-2-英寸的煤在150-200° F經受1_5分鐘，以同 時使煤粉碎及脫水。然后，將煤供給至第二流化床反應器，在其中，將它用礦物油涂覆，然后 在480-600° F溫度經受1-5分鐘，以使產物進一步粉碎及脫水。因此，明顯的是不僅此工 藝適用于水分含量相對較低(即，15-30% )的煤，而且煤顆粒在150-200° F操作的第一流 化床反應器中只是部分脫水，而真正的干燥發(fā)生在于480-600° F的更高床溫下操作的第 二流化床反應器中。同樣，授權給Hunt的美國專利6，447，559教導了一種用于在惰性氣氛中處理煤的 工藝，其通過如下來提高煤的等級最初在200-250° F下加熱煤以除去其表面水分，之后 通過在 400-750° F、900-1100° F、1300_1550° F 和 2000-2400° F 進行的系列連續(xù)加熱 步驟，分離在煤顆?？變鹊乃瑥亩圃斐鏊趾亢蛽]發(fā)物含量分別低于2重量％和15 重量％的煤。再一次明顯的是，初始200-250° F的加熱步驟只是對煤顆粒提供有限度的干
>]f§K o采用流化床反應器干燥煤可能碰到的問題之一是流化介質中捕獲的大量的粉煤 的產生。尤其是在更高的床操作條件下，這些粉煤可能自發(fā)地燃燒，從而導致爆炸。因此， 很多現(xiàn)有技術的煤干燥工藝都采取在無空氣流化床環(huán)境內使用惰性流化氣體，以防止燃 燒。這種惰性氣體的實例包括氮、二氧化碳和水蒸汽。例如，參見授權給Waterman，Jr.的 美國專利3，090，131 ；授權給Petrovic等的4，431，485 ；授權給Heard等的4，300，291和 4，236，318 ；授權給 Ekberg 的 4，292，742 ；授權給 Knappstein 的 4，176，011 ；授權給 Cha 等 的 5，087，269 ；授權給 Galow 等的 4，468，288 ；授權給 Hauk 的 5，327，717 ；授權給 Hunt 的 6，447，559 ；以及授權給Dunlop等的5，904，741。授權給Coleman等的美國專利5，527，365 提供了一種在通過使用如丙烷或甲烷的低級烷烴惰性氣體實現(xiàn)的“溫和還原環(huán)境”中干燥 低質量含碳燃料的工藝。為了避免爆炸，還有其它的現(xiàn)有技術工藝使用了隨著煤穿過化床反應器的長度而保持在逐漸降低的溫度的大量熱流化流，從而確保煤的適當冷卻。例如參 見授權給Shelton的美國專利4，571，174 ；和授權給Wicker的4，493，157。干燥煤時，在干燥煤時工業(yè)上早已碰到的另一個問題在于，干燥工藝完成之后，其 隨時間流逝而重新吸收周圍空氣環(huán)境中的水分的自然趨勢。因此，人們一直致力于用礦物 油或一些其它烴產物涂覆干燥煤顆粒的表面，以形成防止煤顆粒的孔內水分的吸附的阻 擋層。例如參見授權給Dunlop的美國專利5，830，246和5，858，035 ；授權給Johnson的 3，985，516 以及授權給 Simmons 的 4，705，533 和 4，800，015。為了提高干燥低級煤的工藝經濟性，已知的是，采用廢熱流作為初級燃燒燃料熱 源的補充熱源。參見授權給臨1^化!11等的美國專利5，322，530。在焦化煤生產中尤其是 這樣，在焦化煤生產中，為了在熱交換器中加熱干燥氣體，可以再循環(huán)由熱焦炭加熱的冷 卻氣體。參見例如授權給Poersch的4，053，364 ；授權給ffagener等的4，308，102 ；授權 給 Dellessard 等的 4，338，160 ；授權給 Weber 等的 4，354，903 ；授權給 Kemmetmueller 的 3，800，427 ；授權給 Michael 等的 4，533，438 ；以及授權給 Petrovic 等的 4，606，793 和 4，431，485。同樣地，為了干燥煤，來自流化床燃燒爐的廢氣已經被用作用于包含在用于干 燥煤的流化床反應器內部的熱交換器的補充熱源。參見例如授權給Goldich的美國專利 5，537，941 ；以及授權給Hauk的5，327，717。授權給Berg的美國專利5，103，743公開了一 種在回轉窯中干燥如濕煤的固體的方法，其中干燥材料被氣化，以產生隨后用作輻射加熱 器用的燃燒熱源的熱氣體，所述輻射加熱器被用于干燥在窯內的材料。在授權給Wagener 等的美國專利4，284，476中，在焦炭生產工藝中來自相關冶金裝置的煙道氣穿過熱焦炭， 以將其冷卻，由此將煙道氣加熱，隨后該煙道氣用于預熱轉化成焦炭之前的濕煤進料。但是，這些現(xiàn)有技術的工藝似乎都沒有使用在煤干燥操作中的廢熱流作為用于干 燥煤的唯一熱源。相反，它們只補充使化石燃料如煤、石油或天然氣保持燃燒的一次熱源。 因此，為了干燥化石燃料(即，煤)以提高其在加工廠(例如，發(fā)電廠)中用于燃料鍋爐的 熱值，干燥包括低級煤的煤產物的工藝經濟性繼續(xù)受到燃燒化石燃料的需要的限制。采煤公司典型地清潔他們的煤產品，以在將它們供應給終端用戶如發(fā)電廠和焦炭 生產廠之前除去雜質。在通過篩分裝置將煤塊揀選以形成粗流、中流和細流后，將這三種煤 流傳遞到清洗裝置，在清洗裝置中，將煤顆粒與水混合。使用比重的原理，含有最大量雜質 的最重的塊體沉降到清洗器的底部，因此它們下降到用于隨后處置的垃圾箱中。然后，將來 自三種流的清潔煤顆粒再次合并在一起，并且通過振動器、跳汰機或熱空氣鼓風機干燥，以 制備準備用于運送到終端用戶的成品煤產物。雖然由采煤操作采用的清潔工藝從煤中除去了很多灰分，但是它對硫幾乎沒有影 響，因為有機硫與煤內的碳緊密地結合。因此，需要使用其它方法在煤的燃燒之前將其進一 步純化。業(yè)內已知用于分離不同類型的粒狀材料的方法。例如，授權給Oetiker的美國專 利3，852，168公開了一種用于將玉米粒與殼部分分離的大型機器，其中使它們經受振動和 脈動空氣流。另一方面，授權給Zaltzman等的美國專利教導了將粒狀材料通過向上傾斜的 槽傳遞，流化氣體被強迫從該槽的底部通過該槽，以產生流化材料床。還對該槽賦予垂直振 動運動，以幫助在材料混合物中含有的各種組分的分離?；旌衔镏休^不致密的組分上升到 流化床的表面，而更致密的組分沉降到底部。在槽的輸出端，可以將分流器用來回收材料的 不同層。該裝置對分離農產品和沙適用。
在現(xiàn)有技術中已知的是，在一些情形下，可以在不增加機械振動或垂直振蕩的情 況下使用流化床來實現(xiàn)顆粒分離。例如，授權給Strohmeyer的美國專利4，449，483使用一 種加熱的流化床干燥器來處理城市垃圾，并且在垃圾燃燒以產生熱之前，將較重的顆粒如 玻璃從垃圾中移出。同時，授權給Birmix等的美國專利3，539，001通過預定大小和比重的 材料的中間選擇性移出從混合物中對材料進行分級。材料混合物沿著向下傾斜的篩網載 體移動并且通過向上引導的氣動脈沖而懸浮。授權給Fletcher等的美國專利2，512，422 也使用向下傾斜的流化床，其采用向上引導的空氣脈沖，其中通過在流化床單元的頂部中 提供相對于流化床的總橫截面面積具有足夠橫截面面積的孔，從而控制流化床內的靜壓水 平，以防止更高比重的小顆粒在煤床內上升，可以從煤混合物中分離和純化煤的小顆粒。但是，在Strohmeyer，Binnix和Fletcher的這些專利中公開的方法和裝置全部似 乎都涉及分離混合物內具有相對大比重差的不同成分。這些方法可以容易地起作用，以從 煤中分離小煤塊、螺釘(bolts)、巖石等，但是，不預期它們將含有有機硫的煤顆粒與基本上 沒有硫的煤顆粒分離，因為這兩種煤部分的比重可能比較接近。另一種很關注的空氣污染物是在煤中天然存在的汞。美國環(huán)境保護局(“EPA”) 頒布的法規(guī)要求燃煤發(fā)電廠到2010之前要顯著降低包含在它們的廢氣中的汞含量。業(yè)內 的主要努力集中在通過使用碳基吸附劑從廢氣中除去汞，或優(yōu)化現(xiàn)有的廢氣排放控制技術 以捕獲汞。但是，使用碳吸附劑基的洗滌器裝置可能在安裝和操作上都非常昂貴。而且，與 低級煤(次煙煤和褐煤)相比，當前現(xiàn)有的排放控制裝置可能對于高級煤(無煙煤和煙煤) 所起作用較差。因此，西部研究所開發(fā)了一種用于處理低級煤以除去汞的預燃燒熱法且獲得了 專利權。使用兩區(qū)反應器，將原煤在約300° F的第一區(qū)域內加熱，以除去水分，該水分是 與吹掃氣一起從該區(qū)域被吹掃的。然后，將干燥煤轉移到溫度已被升高到約550° F的第 二區(qū)域。包含在煤中的高達70-80%的汞揮發(fā)并且從該區(qū)域被第二吹掃氣流吹掃。隨后， 汞從吹掃氣中分離，并且被收集進行處置。參見Guffey，F(xiàn). D. & Bland，A. E.，“用于控制 汞排放的低級煤熱預處理(Thermal Pretreatment of Low-Ranked Coal forControl of Mercury Emissions)，，85 Fuel Processing Technology 521-31(2004) ；Merriam, N. ff., “通過低溫熱處理從保德河盆地煤中移除汞(Removal of Mercury from保德河盆地Coal by Low-Temperature ThermalTreatment)，，Topical Report WRI-93-R021 (1993)；授權給 Merriam等的美國專利5，403，365。但是，這種預燃燒熱法還是耗費資金的，因為它需要雙區(qū)反應器以完成干燥和汞 揮發(fā)的步驟。而且，需要能量源來產生550° F的床溫。此外，通過這個方法，有20-30%的 汞不能從煤中除去，因為它與煤中的碳緊密地結合。因此，還需要昂貴的洗滌器技術，以處 理用這種方法預處理的煤燃燒產生的廢氣，原因是這種熱預處理方法完成之后，煤中殘留 明顯含量的汞。因此，需要在沒有機械或化學添加劑的情況下，利用在非常低溫下操作的流化床 預處理粒狀材料如煤，以分離并除去煤中的大部分的污染物成分(例如，汞和硫)的能力。 這樣的方法能夠被應用于所有等級的煤，并且將減輕對用于處理煤燃燒之后的廢氣的昂貴 的洗滌器技術的需求。還適宜的是協(xié)同使用采用鍋爐的工廠內可利用的廢熱源，以提高使用低級煤如次煙煤和褐煤的工藝經濟性，所述廢熱源作為用于干燥被引入到鍋爐燃燒室中之前的煤的專 用熱源而另外損失。相比于更傳統(tǒng)使用的煙煤和無煙煤，這樣的低級煤源能夠意外地變成 發(fā)電廠用的可行燃料源。除了在煤中發(fā)現(xiàn)的導致污染的不適宜元素被除去之外，低硫次煙 煤和褐煤的經濟利用還大大有益于環(huán)境。發(fā)明概述根據本發(fā)明，提供一種通過使用在工廠操作中可利用的廢熱源，提高在工廠操作 中用作必要組分的材料的質量特性的方法。這些材料可以包括在工廠操作中燃燒的燃料 源，或用于制造由工廠操作產生的成品的原料。這些廢熱源包括但不限于來自燃燒室中的 熱廢氣或煙道氣、熱的冷凝器冷卻水或空氣、來自渦輪機的工藝水蒸汽和具有高熱值的其 它工藝水蒸汽。本發(fā)明具體地涉及用于確定并且開發(fā)各種單獨或組合的可利用的廢熱源， 以提供提高材料的質量或特性所需的適當數(shù)量和溫度水平的熱量的方法。盡管本發(fā)明可應用于許多不同產業(yè)和粒狀材料，但是為了說明性目的，本發(fā)明在 此處是與通常的煤燃燒發(fā)電廠相關地進行描述的，在發(fā)電廠中，為了提高煤的熱值以及所 得的發(fā)電廠鍋爐效率，理想的是在干燥器中從煤中除去一些水分。以這種方式干燥煤能夠 使比如次煙煤和褐煤的低級煤得到提高，甚至能夠使用。通過降低煤的水分含量，不管它是 低級或高級煤，都同樣可以使其它改進的操作效率得到實現(xiàn)。例如，更干的煤將降低發(fā)電廠 中的煤處理系統(tǒng)、輸送裝置和煤粉碎機的負荷。由于煤越干越易于輸送，因此這降低了維修 費用，并且增加了煤處理系統(tǒng)的可用性。煤越干還越易于被磨碎，因此實現(xiàn)相同的研磨尺寸 (煤的細度)所需要的“磨機”功率越小。在燃料水分較小的情況下，離開磨機時的水分含 量就得到降低。這將改善煤的研磨產物。另外，用于傳輸、流化和加熱煤的一次空氣的需求 較少。這樣的較低含量的一次空氣降低了空氣速度，而由于較低的一次空氣速度，使在煤磨 機、輸煤管、煤燃燒器和相關設備中的腐蝕得到顯著地降低。這樣帶來的效果是降低了輸煤 管和磨機的維修費用，對于燃燒褐煤的發(fā)電廠來說，這兩種費用是非常高的。而且還實現(xiàn)了 煙囪排放的降低，因而提高了下游的環(huán)境保護設備的收集效率。為了經濟可行地燃燒發(fā)電廠的鍋爐，這樣的煤燃料原料不需要干燥到絕對零的 水分含量。相反，通過利用這些可獲得的廢熱源將煤干燥到充分程度，可以使鍋爐效率得 到顯著提高，同時使加工成本維持在經濟可行的水平。這樣為工廠的經營者帶來了真正的 經濟利益。褐煤的水分含量能夠從通常的39-60%的含量降低到10%或更低，但是優(yōu)選 27-32%。這種優(yōu)選的含量決定于鍋爐傳熱以將送到渦輪機的水蒸汽過熱并且再熱的傳質 限制。在對工廠操作不產生不利結果的情況下，本發(fā)明優(yōu)選以各種組合使用多種工廠廢 熱源，以干燥材料。在通常的發(fā)電廠中，廢工業(yè)用熱仍然可從很多來源獲得以進一步使用。 一種可能的來源是水蒸汽渦輪機。水蒸汽可以取自水蒸汽渦輪機循環(huán)，以干燥煤。對于很 多現(xiàn)有的渦輪機而言，這樣可能降低功率輸出，并且對提取點下游的渦輪機級的性能產生 不利影響，因而使這種熱提取的來源的適宜性受到限制。但是，對于新建立的發(fā)電廠，水蒸 汽渦輪機是為水蒸汽提取而設計的，對級效率沒有負面影響，因而對于新工廠，能夠使這種 水蒸汽提取成為用于煤干燥的廢熱源的一部分。用于干燥煤的廢熱的另一種可能來源是包含在工廠排出的廢氣內的熱能。采用包 含在廢氣中的廢熱來除去煤的水分，可以降低煙道溫度，這又降低了煙道中的浮力，并且能夠導致在煙道壁上的水蒸氣和硫酸冷凝。這樣限制了能夠從用于煤干燥的廢氣得到的熱量 的量，尤其對于裝備有濕式洗滌器的裝置，因而這樣可能使得熱廢氣不是在本發(fā)明的很多 終端應用中所使用的唯一廢熱源。在Rankine的動力循環(huán)中，從在水蒸汽冷凝器和/或冷卻塔中的循環(huán)中排出熱。在 通常用于公用廠的水蒸汽冷凝器中排出的熱是大的廢熱源，為二次目的利用這些熱對工廠 操作的影響最小。因此，能夠將離開冷凝器的這種熱冷凝器冷卻水的一部分轉移并改用于 煤干燥。工程分析表明，在滿單位負荷下，為了將煤的水分含量降低4個百分點，只需冷凝 器中排出的2%的熱量。這種熱源單獨使用或與其它可得到的工廠廢熱源組合使用，使工廠 廢熱源得到最佳使用，而對工廠操作不產生不利的影響。盡管本發(fā)明集中在利用可獲得的廢熱源使水分能夠降低或集中在其它處理步驟， 但是應當意識到，為了利用廢熱源以經濟地實現(xiàn)所需結果，可以向系統(tǒng)中加入一次熱源如 燃燒熱。典型地，相對于所使用的廢熱源，一次熱量的量是少量的。本發(fā)明使用了固定床干燥器和流化床干燥器，兩者都為單級和多級的，以使材料 在工廠操作內消耗之前進行預干燥和進一步清潔，但可以使用其它商業(yè)上已知類型的干燥 器。而且，這種干燥工藝在低溫、露天系統(tǒng)內進行，因而進一步降低了工廠的操作成本?？?以有利地保持干燥溫度低于300° F，更優(yōu)選在200-300° F之間。由于本發(fā)明，離開冷凝器的一部分熱的冷凝器冷卻水能夠被轉移并且用于預熱被 引導至APH的進口空氣。本發(fā)明還包括用于按密度和/或大小分離粒狀材料和富集污染物如飛灰、硫和含 汞材料或其它不需要的成分以從粒狀材料進料中分離的裝置。與試圖在煤燃燒后除去污染 物和其它污染物的當前的現(xiàn)有技術系統(tǒng)相反，本發(fā)明的裝置包括流化床，所述流化床具有 用于接收將要被流化的粒狀材料的接收進口。所述流化床還包括用于接收第一流化流的開 口，第一流化流可以是一次熱流、二次熱流、至少一種廢物流或它們的任何組合。在流化床 安置至少一個用于排放需要的已流化顆粒流的排放出口，以及至少一個用于排放非流化顆 粒流的排放出口，所述非流化顆粒流含有富集的污染物或其它不需要的成分。將輸送器操 作性地安置在流化床內，用于將非流化微粒輸送至非流化微粒排出口。收集箱與流化床操 作性相通，用于接收排放的非流化粒狀材料流。在收集箱內還有任選的裝置，用于引導第二 流化流在非流化粒狀材料在收集箱時通過它，以進一步富集其中含有的污染物或其它不需 要的成分。在煤燃燒之前將這些污染物和其它污染物除去，消除了工廠加工中的污染物對環(huán) 境可能造成的潛在危害，并且預期的優(yōu)點是排放更低、煤輸入量更小、工廠操作需要的輔助 動力更小、工廠水用量更少、金屬腐蝕及其它因素所致的裝置維修成本更低以及從廢氣中 提取這些污染物所需裝置引起的資本費用更小。本發(fā)明的一個優(yōu)點在于它通常允許粒狀材料的連續(xù)處理。當非流化顆粒流從流化 床排出時，可以向流化床中加入更多的粒狀材料進料，以進行處理。本發(fā)明的另一個優(yōu)點是非_粒狀材料的大體水平的輸送。非_流化粒狀材料的這 種大體水平的輸送保證了所有的粒狀材料在材料被輸送同時通過混合或攪拌而得到均勻 且快速的處理。本發(fā)明的再一個優(yōu)點是，它允許污染物從粒狀材料進料中分離并被去除。這樣對工廠操作能夠提供顯著的環(huán)境益處。本發(fā)明的又一個優(yōu)點是，它包括第二流化步驟或裝置，以捕獲更多的沒有被污染 的可流化顆粒，這些顆粒仍然被捕獲或或已經被捕獲在非流化的粒狀材料中。捕獲更多的 流化顆粒增加了可使用的沒有被污染的顆粒的量，同時降低了將進行進一步處理或處置的 污染顆粒的量。通過捕獲更多可使用的沒有被污染的顆粒以及降低污染粒狀材料的量，公 司就能夠增加其效率同時降低其成本。附圖簡述

圖1是示出發(fā)電用的簡化的燃煤發(fā)電廠操作的示意圖。圖2是顯示改進的燃煤發(fā)電廠的示意圖，該發(fā)電廠使用了廢氣和水蒸汽渦輪機的 廢熱流，以改進鍋爐的效率。圖3是本發(fā)明的流化床干燥器及其用于輸送煤和熱流化空氣的相關設備的圖。圖4是本發(fā)明的單級流化床干燥器的示意圖。圖5是本發(fā)明的流化床干燥器的分配板的平面圖。圖6是用于流化床干燥器的分配板的另一個實施方案的平面圖。圖7是沿圖6的線7-7截取的分配板的圖。圖8是含螺旋推進加料器的圖6的分配板的平面圖。圖9是本發(fā)明的單級流化床干燥器的示意圖，其使用一次熱源間接加熱被同時用 于干燥和流化煤的流化空氣。圖10是本發(fā)明的單級流化床干燥器的示意圖，其使用廢工業(yè)用熱間接加熱被同 時用于干燥和流化煤的流化空氣。圖11是本發(fā)明的單級流化床干燥器的示意圖，其組合使用廢工業(yè)用熱和熱的冷 凝器冷卻水，所述廢工業(yè)用熱對用于流化煤的流化空氣進行加熱(間接加熱)，而所述熱的 冷凝器冷卻水循環(huán)通過在包含于流化床干燥器內部的床內(in-bed)熱交換器中以干燥煤 (直接加熱)。圖12是本發(fā)明的單級流化床干燥器的示意圖，其組合使用了廢工業(yè)用熱和熱水 蒸汽，所述廢工業(yè)用熱對用于流化煤的流化空氣進行加熱(間接加熱)，而所述熱水蒸汽 取自水蒸汽渦輪機循環(huán)并且循環(huán)通過包含于流化床干燥器內部的床內熱交換器以干燥煤 (直接加熱)。圖13是本發(fā)明的單級流化床干燥器的示意圖，其利用了廢工業(yè)用熱對用于流化 煤的流化空氣進行加熱(間接加熱)，并且對循環(huán)通過包含在流化床干燥器內部的床內熱 交換器的傳遞液體進行加熱，以干燥煤(間接加熱)。圖14是本發(fā)明的單級流化床干燥器的示意圖，其利用了來自工廠燃燒室煙囪的 熱廢氣，對用于流化煤的流化空氣進行加熱(間接加熱)，以及對循環(huán)通過包含在流化床干 燥器內部的床內熱交換器的傳遞液體進行加熱，以干燥煤(間接加熱)。圖15是本發(fā)明的兩級流化床干燥器的圖。圖16是本發(fā)明的兩級流化床干燥器的示意圖，其使用了來自工廠操作的廢工業(yè) 用熱，以對在流化床干燥器的兩個室內被用于流化煤的流化空氣進行加熱(間接)，以及對 循環(huán)通過包含于流化床干燥器的兩個室內的床內熱交換器的熱冷凝器冷卻水進行加熱，以 干燥煤(直接加熱)。
圖17是在干燥器床內使用的加熱盤管的側視圖。圖18是沿圖17的線18-18截取的加熱盤管的視圖。圖19是流化床干燥器與用于分離煤粉中的污染物的裝置結合的示意圖。圖20是流化床干燥器與用于分離煤粉中的污染物并且將所述污染物燃燒以發(fā)電 的裝置結合的示意圖。圖21a和21b是洗滌器組件的剖開透視圖，該洗滌器組件用于除去流化床干燥器 中的分離流顆粒。圖22是本發(fā)明的另一個洗滌器組件的實施方案的透視圖。圖23是圖22的洗滌器組件的平面圖。圖24是圖22所示洗滌器組件的一部分的放大透視圖。圖25是根據本發(fā)明的一個示例性實施方案的洗滌器組件的門或材料流量調節(jié)器 的端視圖。圖26是根據本發(fā)明的一個示例性實施方案的門的橫截面視圖。圖27是窗組件的橫截面視圖。圖28是本發(fā)明的兩級流化床中試干燥器的示意圖。圖29-30是圖28的流化床干燥器的幾個操作特性的曲線描述圖。圖31是本發(fā)明被結合到發(fā)電廠中的兩級流化床干燥器的示意圖，其使用熱冷凝 器冷卻水加熱包含在第一干燥器級中的煤，以及加熱被用來流化兩干燥器級內的煤的流化 空氣。將熱冷凝器冷卻水與熱廢氣結合，對在第二干燥器級中的煤進行干燥。圖32是本發(fā)明被結合到發(fā)電廠中的兩級流化床干燥器的示意圖，其使用由熱冷 凝器冷卻水和熱廢氣提供的組合廢熱以加熱和/或干燥在兩個干燥器級中的煤。圖33是本發(fā)明被結合到發(fā)電廠中的兩級流化床干燥器的示意圖，其使用熱廢氣 以加熱和/或干燥在兩個干燥器級中的煤。圖34是被結合到發(fā)電廠中的兩級流化床干燥器的又一個優(yōu)選實施方案的示意 圖，其使用熱冷凝器冷卻水和熱廢氣以加熱用于干燥器的流化空氣流并且將熱源提供給位 于干燥器內的床內熱交換器。圖35是對圖34利用廢熱源的低溫干燥工藝的另一種變體，其還包括煤預熱器和 干煤冷卻器。圖36是本發(fā)明煤冷卻器的示意圖。圖37a是位于通向結合煤冷卻器級的流化床干燥器的堰門(weir gate)的視圖。圖37b是煤冷卻器級的排放門的視圖。圖37c是煤冷卻器排放端壁和排放門的局部視圖。圖38說明了具有三分區(qū)空氣預熱器的封閉式冷卻線路。圖39說明了具有兩分區(qū)空氣預熱器的封閉式冷卻線路。圖40說明了具有三分區(qū)旋轉再生式空氣預熱器的開放式冷卻線路。圖41說明了具有三分區(qū)旋轉再生式空氣預熱器的開放式冷卻線路的第二實施方 案。圖42是固定床干燥器的一個實施方案的示意圖。圖43是用于不同水分含量的煤的凈單位發(fā)熱量的提高的曲線圖。
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圖44是不同水分含量的煤的HHV值的曲線圖。圖45是本發(fā)明的構造A(基本方案(base case))的示意圖。圖46是本發(fā)明的構造B (高溫)的示意圖。圖47是本發(fā)明的構造C (低溫)的示意圖。圖48是本發(fā)明的構造D(超低溫)的示意圖。圖49-59是在用各種煤干燥構造的情況下電廠效率的不同量度相對于不同水分 含量的煤的曲線圖。圖60是本發(fā)明原型干燥器系統(tǒng)的示意圖。圖61-73是原型干燥器性能的不同量度的曲線圖。圖74-75是圍繞流化床干燥器的汞質量平衡。圖76是廢氣水分含量和停留時間對汞物種形成的影響的曲線圖。前面的概述是只為示例性目的而提供的，并且可以被修改成各種落入本發(fā)明的精 神和范圍之內的變型和構造。因此，這些圖不應當被認為是限制性的，而是作為有助于本領 域技術人員理解包含在下列詳述中的新穎構思的補充。優(yōu)選實施方案詳述本發(fā)明提供一種方法，其通過使用在工廠操作中可利用的一種或多種廢熱源提高 在工廠操作中用作必要組分的材料的質量特性。這種發(fā)明允許更經濟地干燥材料，從而能 夠使用較低級(例如，更高水分)的材料，否則所述材料在工廠操作中是不可行的。本發(fā)明 還能夠降低材料在工廠操作中被處理之前所包含的污染物和其它不適宜元素。本發(fā)明還包括一種裝置和方法，它們用于將粒狀材料進料流分成污染物或其它不 適宜組分(“污染物”)含量被降低的流化顆粒流，以及由污染物濃度增加的更密實和/或 更大顆粒形成的非流化顆粒流。在本發(fā)明中使用的分離方法利用了污染物的物理特性。具 體而言，它利用了被污染的以及沒有被污染的材料的比重之間的差。通過分離并除去其內 富集這些污染物的更密實和/或更大的材料，可以從大部分粒狀材料中除去污染物。本發(fā) 明利用了使被污染的更密實和/或更大材料與沒有被污染的材料分離的流化法。對于本發(fā)明來說，“粒狀材料”表示構成進入工廠操作的組成輸入物的任意粒狀或 顆?；衔铩⑽镔|、元素或組分，包括但不限于燃燒燃料，如煤、生物質、樹皮、泥煤、森林廢 棄物、玉米秸和柳枝稷(switch grass)；垃圾得到的燃料如廢料；鋁土礦和其它礦石；以及 在工廠操作內被改性或轉化的基質，如谷物、谷類、麥芽、可可和紙漿。在本發(fā)明的上下文中，“工廠操作”表示提供有益產物或最終產品的物質的任何燃 燒、消耗、轉化、改性或改進。這樣的操作可以包括但不限于發(fā)電廠；煉焦操作；煉鐵、煉鋼 或煉鋁的設施；水泥生產操作；玻璃生產裝置；乙醇生產裝置；用于谷物和其它農業(yè)物質， 和生物質材料如玉米秸，枝條草，樹皮和泥炭的干燥操作；食品加工設施；垃圾得到的燃料 的燃燒廠；紙漿廠；和用于工廠及建筑物的加熱操作。工廠操作包括與產品或系統(tǒng)的熱處 理結合的其它生產操作，包括但不限于用于在二氧化碳或有機酸分離中使用的胺或其它萃 取劑的溫室、區(qū)域供熱和再生操作，以及合成燃料生產，包括煤液化。如在本申請中使用的“煤”表示無煙煤、煙煤、次煙煤和褐煤或“褐色的”煤，以及 泥煤。具體包括保德河盆地煤。對于本發(fā)明來說，“質量特性”表示粒狀材料的區(qū)別屬性，其在工廠操作內影響粒狀材料的燃燒、消耗、轉化、改性或改進，包括但不限于水分含量、碳含量、硫含量、汞含量、 飛灰含量以及燃燒時S02和N0X、二氧化碳、氧化汞的產生。如在本申請中使用的，“熱處理裝置”表示有利于對產品施加熱的任何裝置，包括 但不限于燃燒室、干燥器、蒸煮器、烘箱、保溫箱、生長室和加熱器。在本發(fā)明的上下文中，“干燥器”表示可用于通過應用直接或間接加熱降低粒狀 材料的水分含量的任意裝置，包括但不限于流化床干燥器、振動流化床干燥器、固定床干燥 器、移動床干燥器、級聯(lián)回旋床干燥器、細長槽式干燥器、料斗干燥器或窯。這些干燥器還可 以由單個或多個容器、單級或多級構成，是堆疊或不堆疊的，并且含有內部或外部的熱交換對本申請來說，“主要熱源”表示主要目的是直接用于在一個裝置中做功而產生的 熱量，所述裝置是比如鍋爐、渦輪機、烘箱、燃燒室、干燥器、熱交換器、反應器或蒸餾塔。這 種主要熱源的實例包括但不限于燃燒熱和直接離開鍋爐的工藝水蒸汽。如在本申請中使用的，“廢熱源”表示在工廠操作中的一個裝置內由主要熱源已經 做的功所產生的具有高熱含量的任何殘留的氣態(tài)或液體副產物流，其用于在一個裝置中做 功的二次目的，而不是廢棄。這樣的廢熱源的實例包括但不限于冷卻水流、熱冷凝器冷卻 水、熱冷凝器冷卻空氣、熱廢氣或煙道氣、來自例如渦輪機的廢工業(yè)用水蒸汽或來自操作裝 置如壓縮機、反應器或蒸餾塔的廢熱。對本申請來說，“污染物”表示包含在粒狀材料內的任何污染物或其它不適宜的元 素、化合物、化學品或組分，因而理想的是，粒狀材料在工廠操作內使用、消耗或燃燒之前， 使污染物從粒狀材料分離，或減少污染物在粒狀材料內的存在。盡管本發(fā)明可以被用于各種不同的最終用途，比如用于農業(yè)、制造或工廠操作，但 是只為了說明目的，本發(fā)明在此處是與利用流化干燥床干燥煤進料的燃煤發(fā)電廠相關地進 行描述的。這并不是意味著以任何方式限制本發(fā)明的裝置和方法應用于在煤或發(fā)電工業(yè)之 外的其它合適或適宜的最終用途。作為背景，圖1示出發(fā)電用的簡化燃煤發(fā)電廠10。將原煤12收集在煤倉14內，然 后，通過進料器16供給磨煤機18，在磨煤機18中，煤在一次氣流20的協(xié)助下被粉碎成本領 域所知的合適或預定的顆粒大小。然后，將粉碎的煤顆粒供給燃燒室25，在燃燒室25中，它 們在二次氣流30的協(xié)助下進行燃燒，產生熱源。該燃燒反應還產生廢氣27。隨后，將廢氣 27經由環(huán)境設備輸送到煙囪。來自燃燒室的這種熱源進而將切圓墻式燃燒(tangentially wall-fired)鍋爐 32中的水31轉變成水蒸汽33，水蒸汽33傳遞給水蒸汽渦輪機34。水蒸汽渦輪機34可以 完全地由操作性串聯(lián)連接的高壓水蒸汽渦輪機36、中壓水蒸汽渦輪機38和低壓水蒸汽渦 輪機40組成。水蒸汽33通過推動連接到各個渦輪機單元內包含的一系列被安裝在軸上的 輪子的扇狀葉片而做功。當水蒸汽推動葉片時，它同時使輪子和渦輪機的軸旋轉。這種旋 轉的軸帶動發(fā)電機43的轉子轉動，從而產生電力45。將低壓水蒸汽渦輪機40排出的水蒸汽47傳遞給冷凝器50，在冷凝器50內，水蒸 汽被冷卻水52冷卻，從而使水蒸汽變成水。大部分的水蒸汽冷凝器都是水冷卻的，其中使 用了一種開放式或封閉式的冷卻線路。在圖1所示的閉路裝置中，水蒸汽47內包含的潛熱 提高了冷的冷卻水52的溫度，因而它作為熱的冷卻水54從水蒸汽冷凝器50排出，隨后，熱
16的冷卻水54在冷卻塔56中被冷卻，以作為在閉路裝置中冷的冷卻水52進行循環(huán)。另一方 面，在開放式冷卻線路中，冷卻水攜帶的熱被排放到冷卻水體(例如，河流或湖泊)中。相 反，在封閉式冷卻線路中，冷卻水攜帶的熱被排放到冷卻塔內。 注意，其它冷凝器是氣冷的?？梢詫⒂蛇@樣的冷卻步驟產生的加熱空氣用作本發(fā) 明方法內的廢熱源。如圖2所示，圖1的發(fā)電廠10的操作效率可以通過提取并利用一些發(fā)電廠的廢熱 和副產物流得到提高。燃燒化石的工廠鍋爐典型裝備有空氣預熱器(“ΑΡΗ”)，所述空氣預 熱器用來加熱在煤粉碎及燃燒工藝中使用的一次和二次氣流。在鍋爐系統(tǒng)(燃燒室、燃燒 器和鍋爐裝置)中使用燃燒煤，以將水轉變成水蒸汽，然后該水蒸汽被用于使水蒸汽渦輪 機運轉，所述水蒸汽渦輪機與發(fā)電機操作性連接。熱交換器通常被稱作水蒸汽/空氣預熱 器(“SAH”)，使用從水蒸汽渦輪機中提出的水蒸汽對空氣預熱器上游的一次和二次氣流進 行預熱。從渦輪機中提取水蒸汽降低了渦輪機(和工廠)的輸出，并且降低了循環(huán)和單位 發(fā)熱量。典型的APH可以具有再生式(Ljungstrom或Rothemule)或管式設計。SAH被用 于保持在APH入口的空氣的高溫，并且防止APH的冷卻端受到硫酸在APH傳熱表面上沉積 所致的腐蝕，以及導致流動阻力和風機功率需求增加的堵塞。APH入口空氣溫度越高，使得 APH氣體出口溫度越高以及在APH冷卻端的APH傳熱表面(在再生式APH中的傳熱通道或 在管式APH中的管)的溫度越高。更高的溫度減少了在APH內的酸沉積區(qū)域并還降低了酸 沉積速率。因此，在改進系統(tǒng)65內，SAH 70使用提取自中壓水蒸汽渦輪機38的廢工業(yè)用水 蒸汽的一部分71，以分別預熱被傳遞給磨煤機18和燃燒室25之前的一次氣流20和二次 氣流30。在SAH 70中能夠達到的一次氣流20和二次氣流30的最高溫度受離開水蒸汽渦 輪機38的提取水蒸汽71的溫度和SAH 70的熱阻限制。而且，一次氣流20和二次氣流30 分別通過PA風機72和FD風機74供給到三分區(qū)(tri-sector) APH 76，其中這些氣流被排 放到大氣之前的廢氣流27進一步加熱。以這種方式，高溫的一次氣流20和二次氣流30提 高了磨煤機18的工作效率以及在燃燒室25中工業(yè)用熱的產量。此外，可以將冷凝器50排 出的冷凝液78循環(huán)到鍋爐32中，以再次轉變成工業(yè)用水蒸汽。廢氣27和水蒸汽渦輪機38 排出的工業(yè)用水蒸汽71以及冷凝器排出的水78被成功地用于提高發(fā)電廠65的總體效率， 否則廢氣27和工業(yè)用水蒸汽71以及冷凝液78都可能被廢棄。如上述論述那樣，如果煤12的水分含量能夠在其傳遞給燃燒室25之前得到降低， 則將進一步有利于發(fā)電廠的操作效率。這種初級干燥工藝還能夠經濟地使用如次煙煤和褐 煤的更低級煤。于2005年8月8日提交的名稱為“粒狀材料的熱處理設備(Apparatusfor Heat Treatment of Particulate Materials) ” 的美國申請序列號 11/199，838 更詳細地公開了 能夠與本發(fā)明結合使用的流化床干燥器和其它的干燥裝置，該申請與本發(fā)明享有共同發(fā)明 人和所有人，并且通過引用以其全部內容結合到此。但是，關于流化床和分離裝置的下列細 節(jié)在本文中公開。圖3顯示流化床干燥器100，其用作用于分離流化煤顆粒流和非流化顆粒流目的 的流化床裝置，但是應當理解在本申請的范圍內可以使用任意其它類型的干燥器。而且，完整的流化床裝置系統(tǒng)可以由多個串聯(lián)或并聯(lián)連接的煤干燥器構成，以除去煤中的水分。 涉及多個相同煤干燥單元的多干燥器方法提供了操作和維修的靈活性，并且由于其通常更 小的尺寸需求，允許煤干燥器被安裝并結合在現(xiàn)有的發(fā)電廠的設備內，以及被分級、一次一 個。這樣對正常的工廠操作干擾最小。一個或多個流化床在較低溫度范圍的露天中操作。床內熱交換器與靜態(tài)的流化床 或固定床設計一起使用，以為煤干燥提供另外的熱量，從而減小必要的設備尺寸。在流化床 干燥器內的床內傳熱表面充足的情況下，流化/干燥氣流可以被降低到相當于最小流化速 率的值。這樣降低干燥器的腐蝕損害和淘洗(elutriation)率。
床內熱交換器用熱可以直接或間接供給。直接供熱包括轉移一部分熱的流化氣 流、熱的冷凝器冷卻水、熱的冷凝器冷卻空氣、工業(yè)用水蒸汽、熱廢氣或其它廢熱源，并且使 其通過床內熱交換器。間接供熱包括使用被以下熱源加熱的水或其它傳熱液體熱的一次 氣流、熱的冷凝器冷卻水、熱的冷凝器冷卻空氣、從水蒸汽渦輪機循環(huán)中取出的水蒸汽、熱 廢氣或在外部熱交換器中、通過床內熱交換器之前的其它廢熱源。床容積可以是整體的或被分成幾部分，在此處被稱作“級”。對于在將要燃燒煤的 同一位置處理要燃燒的過篩煤，流化床干燥器是良好的選擇。單一容器或多個容器中可以 包含多個級。多級設計允許最大程度地利用流化床的混合、分離和干燥特性。煤干燥器可 以包括用于干燥煤的直接或間接熱源。圖3公開了在工廠位置上的形式為流化床干燥器100的煤干燥器及相關設備。將 濕煤12儲存在煤倉14內，在此通過進料門15釋放給振動進料器16，振動進料器16將煤 12輸送給磨煤機18，以粉碎煤顆粒。然后，粉碎的煤顆粒穿過篩102，以恰當?shù)睾Y選出直徑 小于1/4英寸的顆粒。然后，將篩選出的碎煤顆粒由輸送器104輸送到流化床干燥器100 的頂部區(qū)域，其中煤顆粒借助于熱空氣160被流化并干燥。然后，干燥的煤顆粒由下面的干 煤輸送器108、斗式提升機110和上面的干煤輸送器112輸送給干煤倉114和116的頂部， 在其中將干煤顆粒儲存，直到鍋爐燃燒室25需要為止。流化床干燥器100內的濕空氣和淘洗煤粉120被輸送到集塵器122(也被稱作“袋 濾室”)，在集塵器中，淘洗煤粉與濕空氣分離。集塵器122提供用于將濕空氣和淘洗煤粉 推送入集塵器內的力。最后，除去淘洗煤粉的空氣穿過煙囪126，隨后在洗滌器單元(未示 出)內處理掉包含在氣流中的其它污染物比如硫、NOx和汞。圖4公開了本發(fā)明的煤干燥床的一個實施方案，它是帶有直接供熱的單級、單容 器的流化床干燥器150。盡管流化床干燥器150可以有很多種不同的裝置，但是通常的功能 構件包括用于支撐流化及輸送用的煤的容器152。容器152可以是槽、閉合容器或其它適當 的裝置。容器152包括分配板154，所述分配板154形成朝向容器152底部的底板(floor)， 并且將容器154分成流化床區(qū)域156和氣室區(qū)域158。如圖5所示，分配板154可以是多孔 的或構造有合適的閥裝置，以使流化空氣160進入到容器152的氣室區(qū)域158內。流化空 氣160遍布氣室區(qū)域158，并且在高壓下強行向上穿過在分配板154中的開孔155或閥，以 使放置在流化床區(qū)域156內的煤12流化。容器152的上部限定了稀相區(qū)162。如圖4所示，濕過篩煤12通過進入點164進 入流化床干燥器150的流化床區(qū)域156。如所示那樣，當濕過篩煤12被流化空氣160流化 時，煤水分和淘洗煤粉被推進穿過容器152的稀相區(qū)162，并且通常在流化床干燥器150的頂部的排氣出口點166從容器排出。同時，流化煤產物168將通過卸料槽170從容器152 排出到輸送器172，以輸送到儲倉或鍋爐燃燒室。當流化煤顆粒在圖4所示的方向A越過在 分配板154上面的流化床區(qū)域156時，它們將靠著堰174堆積，所述堰174構成跨過流化床 干燥器的寬度的壁。堰174的高度將限定干燥器內煤顆粒的流化床的最大厚度，原因是當 累積的煤顆粒上升到堰的高度之上時，它們將必然從堰的頂部穿過并落入與卸料槽170相 鄰的流化床干燥器150的區(qū)域內。同時，更大且更密實的煤顆粒(“分離流”)將由于它們 更高的比重，而自然地朝流化床156的底部下沉。此處更充分描述的輸送裝置178將推動 或以其它方式使這些非流化的分離流煤顆粒穿過排出口179，使得它們離開流化床。煤進口 164和出口點169與179的結構和位置、淘洗煤粉出口 166、分配板154和容器152的構造 都可以根據最佳結果的需要進行改進。流化床干燥器150優(yōu)選包括濕床旋轉氣鎖176，濕床旋轉氣鎖176與濕煤進口 164 操作性連接，從而維持了在煤進料和干燥器之間的壓力密封，同時允許將濕煤進料12引入 到流化床156。旋轉氣鎖176應當具有帶碳化鎳涂覆的孔的鑄鐵結構的外殼。氣鎖的端板 應當具有帶涂覆碳化鎳面的鑄鐵結構。氣鎖轉子應當具有帶封閉端、平尖端(leveled tip) 和輔助焊接(satellite welded)的鑄鐵結構。在本發(fā)明的一個實施方案中，氣鎖176應當 大小合適以處理約115噸/小時的濕煤進料，并且應當在60%填充率下以約13RPM旋轉， 以滿足這種分級標準。氣鎖被配備有3馬力的逆變器負載齒輪馬達(inverter duty gear motor)和空氣吹掃套件。盡管氣鎖176是直接與電動機連接的，但是在流化床干燥器的其 它濕煤進口處安置的任何其它氣鎖可以是鏈傳動的。注意，在氣鎖的鑄鐵表面上使用合適 的涂覆材料如碳化鎳，所述鑄鐵表面可能隨時間而遭受通過的煤顆粒的磨損。這種涂覆材 料還為接觸到煤顆粒的氣鎖部分提供“非粘性表面”。產物旋轉氣鎖178在與流化床干燥器出口點169操作性連接時被供給空氣，以處 理從干燥器排出時的干煤產物168。在本發(fā)明的一個實施方案中，氣鎖178應當具有帶碳化 鎳涂覆的孔的鑄鐵結構的外殼。氣鎖端板應當同樣具有帶涂覆碳化鎳的面的鑄鐵結構。氣 鎖轉子應當具有帶封閉端、平尖端和輔助焊接的鑄鐵結構。氣鎖應當優(yōu)選在60%填充率下 以約19RPM旋轉，以滿足分級標準。氣鎖應當被配備有2馬力的逆變器負載發(fā)生器、鏈傳動 裝置和空氣吹掃套件。分配板154將熱空氣入口氣室158與流化床干燥室156和162分開。如圖5所 示，分配板應當優(yōu)選由3/8-英寸厚的經噴射水流鉆孔的50，OOOpsi屈服的碳素鋼制成。分 配板154可以是平的，并且可以位于相對于流化床干燥器150的水平面上。開孔155應當 是直徑約為1/8-英寸，并且從分配板的進料端到排出端的約1-英寸的中心，跨過中心的 1/2-英寸并且在相對于分配板垂直的方向上進行鉆孔得到。更優(yōu)選地，開孔155可以在相 對于分配板約65° -定向方向上進行鉆孔得到，因而被強制通過分配板內的開孔155的流 化空氣160將在流化床區(qū)域156內的流化煤顆粒吹向干燥器單元的中心，并遠離側壁。被 流化的煤顆粒在圖5所示的方向B上行進。在輸送器裝置178是位于分配板上的流化床中 的帶、推桿、牽引鏈或其它類似裝置時，這種平坦的平面分配板154將良好地工作。分配板180的另一個實施方案示出在圖6-7中。這種分配板180不再是平的平板， 而是由兩個被鉆孔的板182和184構成，所述被鉆孔的板182和184分別具有平坦部分182a 和184b、圓形部分182b和184b以及豎直部分182c和184c。為了形成分配板單元180，這兩個豎直部分182c和184c通過螺栓186和螺母188栓在一起。為了促使煤顆粒流向分 配板的中心，分配板180的“平坦”部分182a和184a實際上安裝在朝向干燥器單元中部的 5°斜面上。同時，圖8更清楚地示出，分配板單元的圓形部分182b和184b共同限定了直 徑約為1英尺的半圓區(qū)域190，以容納螺旋推進加料器192。分別在分配板單元182和184 中的鉆孔183和185仍然在從進料端到排放端為約1-英寸的中心，并且跨過中心的1/2-英 寸，具有相對于干燥器單元的水平面成65°方向的斜面。盡管分配板單元182和184的平 坦部分182a和184a以及豎直部分182a和184c應當由3/8-英寸厚的經噴射水流鉆孔的 50，OOOpsi屈服的碳素鋼制成，但是圓形部分182b和184b將優(yōu)選由1/2-英寸厚的碳素鋼 形成，以提高螺旋槽190周圍的強度。流化的煤顆粒在圖6所示的方向C上行進。如圖8所示，螺旋推進加料器194安置于分配板的槽區(qū)域190內。這種螺旋推進 加料器應當具有12-英寸的直徑，應當進行大小合適以按11. 5噸/小時除去在干燥器床中 的過大煤顆粒，并且具有足夠的扭矩以在4-英尺厚的深煤顆粒床下啟動。驅動器將是帶有 10 1極限負荷比(turndown)的3-馬力逆變器負載馬達。為了耐久性，螺旋推進加料器 194應當具有碳素鋼結構。 分配板180的槽190和螺旋推進加料器194應當與干燥器的縱向垂直。這樣能夠 使螺旋推進加料器的翅片196在操作過程中沿流化煤床的底部與分離流煤顆粒咬合，并且 將它們推出流化床干燥器的排出口 179。圖9以示意圖的形式公開了圖4的流化床干燥器150，其中為了易于理解，相同的 標記用于相應的干燥器部件。由風機200抽吸環(huán)境空氣160，穿過被燃燒源204加熱的加熱 器202。將循環(huán)穿過加熱器202而被加熱的一部分流化空氣206導向流化床區(qū)域156，以使 濕過篩煤12流化。加熱器202可以使用任意合適的燃燒源，比如煤、石油或天然氣。盡管可以將這種加熱的流化空氣206用于加熱在床區(qū)域156內被流化的煤顆粒 12，并且通過與熱流化空氣的傳導傳熱使顆粒表面上的水蒸發(fā)，但是優(yōu)選在干燥器床內包 括床內熱交換器208，以對煤顆粒提供熱傳導，從而進一步增強這種加熱和干燥過程。通過 將其余的流化熱空氣206 (由加熱器202加熱)轉移穿過床內熱交換器208，形成直接供熱， 對流化煤進行加熱，從而將水分逐出，所述床內熱交換器208貫穿流化床156。從床內熱交 換器208排出的流化空氣206循環(huán)回到風機200，以再次循環(huán)穿過加熱器202并被加熱。當 流化空氣通過氣室158直接進入流化床區(qū)域156時，導致流化空氣206有一些損失。通過 將另外的環(huán)境空氣160抽吸到循環(huán)環(huán)路中，使這種損失的空氣得以替換。圖10示出了圖4的單級、單容器的流化床干燥器150的另一個實施方案，不同的 是，外部熱交換器210替換了加熱器202，以及采用來自周圍工業(yè)生產廠的廢工業(yè)用熱212 加熱這種外部熱交換器。由于工業(yè)生產廠比如發(fā)電廠通常都具有可獲得的廢工業(yè)用熱源 (否則將被舍棄)，因此為了在商業(yè)上更加可行地提高燃燒這種干燥煤的鍋爐效率，本發(fā)明 的這種構造允許在生產上利用這種廢工業(yè)用熱，以在流化床干燥器150中加熱并干燥濕煤 12。如圖9所示，使用一次熱源如煤、石油或天然氣對于干燥煤顆粒是更昂貴的選擇。圖11示出了單級、單容器流化床干燥器220的又一個實施方案，其類似于圖10所 示的流化床干燥器，不同之處在于外部熱交換器210和床內熱交換器208都沒有使用廢工 業(yè)用熱212進行加熱。而是將來自發(fā)電廠操作其它地方的熱冷凝器冷卻水222的一部分轉 移至床內熱交換器208，以提供必要的熱源。因此，在圖11的流化床干燥器的實施方案220中，使用兩個獨立的廢熱源(即，廢工業(yè)用熱和熱的冷凝器冷卻水)來提高煤干燥工藝的操 作效率。圖12示出了單級、單容器、流化床干燥器230的又一個實施方案，其類似于圖11 所示的流化床干燥器，不同之處在于使用來自發(fā)電廠的水蒸汽渦輪機的熱工業(yè)用水蒸汽 232代替作為用于床內熱交換器208的熱源的熱的冷凝器冷卻水。 同樣，為了提高煤干燥工 藝的操作效率，流化床干燥器230使用了兩種不同的廢熱源(即，廢工業(yè)用熱212和熱的工 業(yè)用水蒸汽232)。圖13-14中示出了流化床干燥器的另一個實施方案，其要求的是采用間接供熱的 單級、單容器的流化床干燥器240。如圖13所示，通過使用水或其它傳熱液體242為床內熱 交換器208提供間接供熱，所述水或其它傳熱液體242被流化空氣206、熱的冷凝器冷卻水 222、取自水蒸汽渦輪機循環(huán)的工業(yè)用水蒸汽232或來自外部熱交換器210的燃燒室煙道的 熱廢氣248加熱，然后通過泵246循環(huán)穿過床內熱交換器208。還可以使用這些熱源(以及 其它熱源)的任意組合。圖15-16示出了本發(fā)明的露天、低溫流化床干燥器設計的再一個實施方案，其是 采用直接供熱(來自發(fā)電廠的冷卻塔的熱冷凝器冷卻水252)到床內熱交換器208的多級、 單容器流化床干燥器250。容器152被分成兩級第一級254和第二級256。盡管圖15-16 中示出的是兩級干燥器，但是可以添加其它級并且可以實現(xiàn)進一步的處理。通常地，濕過篩 煤12在進入點164處穿過稀相區(qū)162進入流化床干燥器250的第一級254。熱冷凝器冷卻 水252將濕過篩煤12預熱并且部分干燥(即，一部分表面水分被除去)(直接加熱)，所述 熱冷凝器冷卻水252進入、循環(huán)通過包含在第一級254內部的床內熱交換器258的加熱盤 管并排出。熱流化空氣206也使?jié)襁^篩煤12得到加熱及流化。在被外部熱交換器210中 的廢工業(yè)用熱212加熱之后，流化空氣206被風機200迫使穿過流化床干燥器250的第一 級254的分配板154。在第一級254中，熱流化氣流206被迫使穿過被分配板154支撐并且在其上的濕 過篩煤12，從而使煤得到干燥，并且將包含在煤內的可流化顆粒和不可流化顆粒分開。更 重或更密實的不可流化顆粒在床內分離出，并且收集在分配板154的底部。然后，這些不可 流化顆粒(“分離流”)作為流1(260)從第一級254中排出。流化床干燥器通常被設計成 處理在流化床底部收集的高達4英寸厚的非流化材料。非流化材料可以占輸入煤流的最多 25%?？梢詫⑦@種分離流260引入另一個選礦工藝中，或可以簡單地將其排出。如圖16所 示，通過傾斜的水平方向分配板154，實現(xiàn)使分離的材料沿分配板154運動到流260的排出 點。因此，第一級254使可流化的和不可流化的材料分離，使?jié)襁^篩煤12預干燥和預熱，并 且將濕過篩煤12的均勻流提供給包含在流化床干燥器250內的第二級256。來自第一級 254的流化煤12以氣載方式流過第一堰262，到達床干燥器250的第二級256。在床干燥 器250的這種第二級中，通過直接熱，將流化煤12進一步加熱并干燥到所需的出口水分含 量，其中熱冷凝器冷卻水252進入、循環(huán)并離開包含在第二級256內的床內熱交換器264的 加熱盤管，以輻射其中的顯熱。在被外部熱交換器210中的廢工業(yè)用熱212加熱之后，熱流 化空氣206也使煤12得到加熱、干燥和流化，熱流化空氣206被風機200迫使穿過分配板 154進入流化床干燥器250的第二級256內。干煤流以氣載方式越過在流化床干燥器250的排出端169的第二堰266排出，而淘洗煤粉166和濕空氣從干燥器單元的頂部排出。這種第二級256還可以被用于進一步分 離來自煤12的飛灰和其它雜質。如圖16所示，分離的材料將作為流2(268)和3(270)，通 過位于床250底部(或適合的其它地方)的多個提取點268和270從第二級256中移出。 提取點的所需數(shù)量可以根據濕過篩煤12的尺寸和其它性質進行改進，所述其它性質包括 但不限于不適宜雜質的性質、流化參數(shù)和床設計。通過如圖16所示的傾斜分配板154，或 者通過現(xiàn)有的商購的水平方向分配板，可以實現(xiàn)使分離材料運動到排出點260、268和270。 可以將分離流1、2和3從工藝中移出并且將其填埋或進一步處理以除去不適宜的雜質。
當流化氣流206流過煤床250以及包含在流化床156的第一級254和第二級256 的濕過篩煤12時，其被冷卻并被增濕。可以從干燥器床內的煤12除去的水分的量受流化 氣流206的干燥容量的限制。因此，借助床內熱交換器258和264的加熱盤管向流化床156 輸入的熱量提高了流化氣流206的干燥容量，并且降低了完成預期程度的煤干燥所需要的 干燥空氣的量。使用足夠的床內傳熱表面，干燥氣流206能夠被降低到相當于保持顆粒懸 浮所需要的最小流化速率的值。該值典型地在0. 8米/秒范圍，但是該速率能夠增大，以在 更高值比如1. 4米/秒運行，從而保證該過程從來都不會降低到低于最小的所需速度。為了實現(xiàn)最大的干燥效率，干燥氣流206在飽和狀態(tài)(即，具有100 %的相對濕 度)下離開流化床156。為了防止水分在流化床干燥器250的稀相區(qū)162中以及更下游之 處冷凝，煤干燥器250被設計成出口的相對濕度低于100%。另外，如本文更充分解釋的，一 部分熱流化空氣206可以繞過流化床156，并且與稀相區(qū)162中的飽和空氣混合，從而降低 其相對濕度(例如，噴射)。備選地，可以在流化床干燥器250的稀相區(qū)162內部增加預熱 表面，或者可以使用加熱容器外殼或其它技術來增加離開床干燥器250的流化空氣206的 溫度及降低其濕度，并且防止在下游冷凝。在干燥器中除去的水分直接與流化空氣中所包 含的供熱量以及床內熱交換器輻射的熱量成比例。供熱量越高，使得床和出口的溫度越高， 這增加了空氣的輸送水分的能力，因而降低了實現(xiàn)預期干燥度所需要的必需的空氣/煤的 比率。用于干燥的功率條件取決于氣流和風機壓差。將熱加入到干燥器床中的能力取決于 所述床與加熱水之間的溫度差、傳熱系數(shù)和熱交換器的表面積。為了利用較低溫度的廢熱， 因而需要更大的傳熱面積，以將熱引入工藝中。這通常意味著床更深，以給床內熱交換器的 加熱盤管提供必要的容積。因此，本發(fā)明的流化床干燥器的精確尺寸和設計結構可以決定 于欲達到的目標。進入和離開干燥器的煤流包括濕過篩煤12、加工過的煤流、淘洗煤粉流166和分 離流260、268和270。如本文中更充分公開的，為了處理不可流化煤，干燥器250裝備有被 包含在第一級分配板180的槽區(qū)域190內的螺旋推進加料器194，所述螺旋推進加料器194 與用于收集分離煤顆粒的收集料斗和洗滌器單元結合。干燥器的典型的相關組件包括煤輸送設備、煤儲倉、流化床干燥器、空氣輸送和 加熱系統(tǒng)、一個或多個床內熱交換器、環(huán)境控制器(集塵器)、儀表和控制和數(shù)據采集系統(tǒng) 等。在一個實施方案中，使用螺旋推進加料器將濕煤供應給干燥器并且將干燥的煤產物從 干燥器中取出?？梢允褂寐菪M料器控制進料速率并且在進入及離開干燥器的煤流上提供 氣鎖。在煤倉上的測壓元件提供進入干燥器內的流量和總的煤輸入量。儀表可以包括但不 限于熱電偶、壓力計、空氣濕度計、流量計和應變計。相對于流化床干燥器，第一級實現(xiàn)了不可流化材料的預加熱和分離。這可以被設計成分離煤的高速率小室。在第二級中，通過由水蒸汽和煤之間的分壓差引起的煤水分蒸 發(fā)，煤得到干燥。在一個優(yōu)選實施方案中，大部分的水分是在第二級中被除去的。
圖17-18中更清楚地顯示了包含在流化床干燥器250的床內熱交換器258和264 內的加熱盤管280。每一個加熱盤管都具有由雙行程的U形管的盤管連接282構成的碳素 鋼結構，所述盤管連接282具有整體水箱284，所述的整體水箱284上連接有蓋、進口法蘭 286、出口法蘭288和吊環(huán)290。這些加熱盤管束是為在150psig、300° F下使用水進口 286 和出口 288用的150#ANSI法蘭而設計的。加熱盤管280定位為橫跨干燥器單元的第一級 254和第二級256的寬度，并且?guī)в械醐h(huán)的支撐板292被安置在沿加熱盤管束的長度的中 間，以提供橫向支撐。第一級熱交換器258的一個實施方案包含50根直徑為l72_英寸的加熱盤管 (280)，而所述加熱盤管(280)具有Sch 40SA-214碳素鋼的翅管、1/2-英寸-高的翅片以 及1/2-英寸翅片間距χ 16-標準尺寸(garage)的實心螺旋焊接的碳素鋼翅片，其水平間 隙為1-英寸，并且其對角線間隙為ι72-英寸。同時，根據干燥器的第二級的長度，第二級 熱交換器264可以由一組長的管束或多組串聯(lián)的管束構成。第二級熱交換器264的管通常 由如下構成1-11/2-英寸OD管系χ IOBffG壁SA-214碳素鋼的翅管、1/4-1/2-英寸-高的 翅片和1/2-3/4-英寸翅片間距χ 16-標準尺寸的實心螺旋焊接的碳素鋼翅片，其水平間隙 為1-英寸，其對角線間隙為172。在本發(fā)明的一個實施方案中，第二級加熱盤管包含貫穿 第二級長度的110-140根管。第一級以及第二級熱交換器258和264所用的管束的總表面 積約為8，483ft2。本發(fā)明提供給流化床的熱源可以是一次熱量。更優(yōu)選地，熱源應當是廢熱源，比如 熱的冷凝器冷卻水、熱的冷凝器冷卻空氣、熱排水、工業(yè)用廢熱、熱廢氣或廢棄的渦輪機水 蒸汽，這些廢熱源可以單獨使用或與另外的一種或多種廢熱源或一次熱量組合使用。這些 廢熱源即使不是在大部分的工廠操作中可獲得，也通常在許多工廠操作中可獲得，因此，可 以在商業(yè)上更經濟地被用于操作本發(fā)明的低溫加工和污染物分離工藝，而不是在工廠操作 內被舍棄。在2005年4月15日提交的美國序列號11/107，152更充分地描述了如何將這 些一次熱源或廢熱源結合到流化床裝置中，該申請與本申請享有共同發(fā)明人和所有人，并 且通過引用將其全部內容結合到此。本發(fā)明的干燥器床設計意在進行定制設計，以在不使煤暴露在高于300° F、優(yōu)選 在200-300° F之間的溫度的情況下(根據將要實現(xiàn)的預期目標、燃料或進料的性質以及與 需要的結果有關的其它因素，其它進料或燃料的溫度梯度和流體流量可以變化)，最大程度 地使用可從各種發(fā)電廠生產中得到的廢熱流。在高于300° F，典型地更接近400° F的溫 度，氧化發(fā)生并且從煤中逐出揮發(fā)物，從而產生包含需要處理的不需要的成分(例如SO2和 汞)的另一種流，和工廠操作的其它潛在的問題。通過將干燥器的空氣進料調節(jié)至小于300° F并且將這種熱量輸入到床內的熱交 換器盤管中，干燥器能夠處理更高溫度的廢熱源。流化床干燥器的多級設計形成了能夠被 用于通過加熱介質的逆流來實現(xiàn)更有效的傳熱的溫度帶。來自干燥器床的煤出口溫度較低 (典型地低于140° F)，并且產生了較容易儲存和處理的產物。如果特別的粒狀材料需要更 低或更高的產品溫度，則可以將干燥器設計成提供降低或升高的溫度。選擇合適的干燥器設計、干燥器溫度和包含在床內的煤的停留時間，將使水分降低到所需的水平。對于用于發(fā)電廠應用的低級煤，其可以要求北美褐煤的水分從約35-40 重量％降低到10-35重量％、更優(yōu)選27-32重量％。在其它地區(qū)市場如開始采用高達 50-60%的高水分含量的褐煤的澳大利亞和俄羅斯中，煤用戶可以選擇通過干燥將水分含 量降低到低于27%。對于次煙煤，這種水分降低可以是從約25-30重量％至約10-30重 量％，更優(yōu)選20-25重量％。在用于發(fā)電廠操作的煤的情況下，盡管在本發(fā)明下合適設計的 干燥器工藝能夠利用低溫熱將粒狀材料的水分含量降低到0%，但是這樣可能是不必要的， 并且增加了處理成本。定制設計允許將床建造成將高水分煤干燥到最適合于特定發(fā)電廠生 產的水平。
對于本發(fā)明在工廠操作中利用廢熱選擇的低溫、露天干燥方法的應用，可利用很 多種可能的實施方案選擇。在圖31中以兩級、單容器的流化床干燥器302的形式顯示了一 個優(yōu)選實施方案，所述流化床干燥器302被結合到使用熱的冷凝器冷卻水304和熱廢氣306 作為用于干燥操作的唯一熱源的發(fā)電廠300中。將水分含量為35-40重量％的原褐煤12輸 送到篩310，以篩選出其大小適合于在所述工藝內處理的煤。將低于2英寸、更優(yōu)選0. 25英 寸或更小的范圍內的合適過篩煤12通過標準方式直接輸送到預處理的煤儲存?zhèn)}312內。任 何大于0. 25英寸的過大煤首先經過粉碎器314，之后將其由標準方式輸送到煤儲存?zhèn)}312。然后，通過在本領域中已知的輸送系統(tǒng)，將來自儲存?zhèn)}的濕過篩煤12輸送到流化 床干燥器302，其中在煤顆粒表面及孔內的總水分降低到預定含量，得到平均水分含量為約 28-30重量％的“干燥”煤316。這種所得到的干燥煤316由輸送器318輸送到斗式提升機 320，再到干煤儲存料斗322中，在此將其保持直到鍋爐燃燒室需要為止。 在被輸送到風箱328以進入燃燒室330之前，通過常規(guī)的方式將收集在儲料倉322 中的干燥煤316輸送給磨煤機324，在此處，其被粉碎成干燥粉煤326。對于本發(fā)明來說，為 圖31所示的煤干燥工藝提供了 4百萬磅/小時的鍋爐容量用的美國北達科他州的“冬季條 件”的典型工藝參數(shù)。當煤326在燃燒室330中燃燒時，將在60億BTU/小時范圍內的所得 熱量傳遞給容納在鍋爐334內的水332。然后，將平均溫度為1000° F且壓力為2，520psig 的水蒸汽336傳到用于驅動至少一個用來發(fā)電的發(fā)電機(未示出)的一系列高壓、中壓和 低壓水蒸汽渦輪機(未示出)中的第一個。廢水蒸汽典型地將在600° F和650psi下離開 高壓渦輪機，并且在約550-600° F和70psi下離開一個或多個下游中壓渦輪機。之后，將在約125-130° F和1. 5psia下從低壓渦輪機中排出的廢水蒸汽338輸送 到冷凝器340中，在此將它轉變成水。將約85° F的冷的冷卻水342循環(huán)通過冷凝器340， 以從廢汽338中取出潛熱能。在本方法中，冷卻水342變得更熱并且以約120° F的熱冷卻 水344的形式從冷凝器中排出。然后，將這種熱的冷凝器冷卻水344通到冷卻塔346中，在 此將它的溫度再次降低至約85° F，以產生用于再循環(huán)到冷凝器340中的冷的冷凝器冷卻 水。之后，將來自冷凝器的冷凝液再循環(huán)通過鍋爐334，以再熱成再次用于驅動水蒸汽渦輪 機的水蒸汽336。流化床干燥器302由第一級350和更大的第二級352組成，其中第一級350具有 接收將要干燥煤12的70ft2的分布面積，第二級352具有245ft2的分布面積。流化床干燥 器302的這些級分別配備有將在下面更詳細地論述的床內熱交換器354和356。將熱的冷凝器冷卻水的一部分304被轉移并且通過熱交換器354循環(huán)，以給干燥 器的第一級350提供直接熱源。這種熱的冷凝器冷卻水304典型地平均為120° F，并且導致第一級床內熱交換器輻射250萬BTU/小時的熱量。在約100° F從熱交換器中排出的廢 棄的熱冷凝器冷卻水358間接返回到冷凝器中，因此它有助于將廢棄的渦輪機水蒸汽358 冷卻下來，并且再次變成熱的冷凝器冷卻水304。熱的冷凝器冷卻水的一部分304a循環(huán)通過外部熱交換器360，其用于加熱二醇基循環(huán)流體362，所述循環(huán)流體362被用于加熱初級風機室盤管364。這種初級風機室盤管 364將一次空氣流366和二次空氣流368的溫度從一年時間都在變化的環(huán)境溫度升高至約 25-30° F(冬季條件)。二醇在低溫下不會凍結，因而它確保一次和二次空氣流同樣不會降 低到低于25° F的最低溫度。然后，將離開初級風機室的盤管364的一次空氣流366和二次空氣流368通到構 成空氣_水熱交換器單元的主風機室盤管370。將熱的冷凝器冷卻水304的一部分304b 循環(huán)通過主風機室盤管370，以提供必需的熱源。一次空氣流366和二次空氣流368在約 80-100° F下從初級風機室盤管中排出，因此，通過分別為140° F和112° F的PA風機 372和FD風機374將它們輸送到外部空氣加熱器376中，所述外部空氣加熱器376構成三 分區(qū)的、旋轉再生式空氣預熱器。使用風機室盤管364和370分別預熱空氣預熱器376的進口空氣以及熱和冷的一 次空氣流380和366a，將可用于外部熱交換器386的熱量和傳熱流體流388的溫度從120 度的范圍升高至高于200度的范圍。這對流化/干燥空氣382和床內熱交換器302的需要 表面積具有積極的影響。兩者隨干燥和加熱流的溫度增加而降低。在外部空氣預熱器376之前，將一次空氣366的一部分366a轉移到約為145° F 的混合箱378中。在與一次空氣的更熱流380a (約為283° F)混合之后，它形成約187° F 的流化空氣382，所述流化空氣382用作流化床干燥器302的第一級350和第二級352的 流化介質。為了達到這種187° F的流化空氣溫度，進入混合箱378的約54%空氣將由熱 PA空氣380a提供，而約46%將由冷PA空氣366a提供。流化空氣382以約3. 5英尺/秒 的速度進入第一級350，以將約40英寸厚的煤顆粒床流化。煤顆粒12以約132，000磅/小 時橫穿第一級350，其中它們被床內熱交換器354和流化空氣加熱到約92° F，并且水分得 到了少量降低。在到達第一級350的端部時，它們將溢出堰的頂部進入第二級352。廢氣306在約825° F下從鍋爐燃燒室330中排出。這種廢熱源穿過外部空氣加 熱器376以提供加熱介質。廢氣在約343° F下從外部加熱器中排出，并且經過沉淀器和洗 滌器被排出到煙道。但是，在本方法中，廢氣將一次空氣流366和二次空氣流368分別加熱 至約757° F和740° F，以形成熱一次空氣380和加熱的二次空氣382。將加熱的二次空 氣流382以幫助燃燒過程并且提高鍋爐效率所需的約117%輸送到燃燒室330中。將約757° F的熱一次空氣380輸送到磨煤機324中，因此它形成將粉碎的煤顆粒 推動到風箱328和燃燒室330中的正壓源。再次，以這種方式預熱粉碎的煤顆粒326，提高 了鍋爐效率，并且使得能夠使用更小的鍋爐和相關設備。在干煤的情況下，由于更低的水分蒸發(fā)損耗，因此火焰溫度更高，并且改進燃燒室 330中的傳熱過程?；鹧鏈囟仍礁?，導致對燃燒室330的壁的輻射熱通量(heat flux)越 大。因為排出的廢氣306的水分含量降低，所以火焰的輻射性能得到改變，從而還影響對燃 燒室330的壁的輻射通量。在更高的火焰溫度的情況下，從燃燒室330中排出的煤灰顆粒 的溫度更高，從而可以增加燃燒室的污垢和結渣。爐渣在燃燒室壁上的沉積降低傳熱，并且在燃燒室出口導致更高的廢氣溫度(FEGT)。由于煤流量隨燃料水分減少而降低，進入鍋爐 的灰量也將降低。這樣減少了鍋爐334中的固體顆粒腐蝕以及鍋爐334的維修(例如，需 要除去積聚在鍋爐內表面上的煙灰)。 將熱一次空氣流380的一部分輸送到熱交換器386中，所述熱交換器386將液體 介質388加熱到約201° F，所述液體介質388用作床內熱交換器356用的熱源，所述床內熱 交換器356容納于流化床干燥器302的第二級352中。這種液體介質在約160° F下離開 該熱交換器，因此將它送回到熱交換器386中以進行再熱。如上面已經描述，在約283° F 下離開熱交換器386的一次空氣流380a與冷一次空氣366a在混合箱378中結合，以形成 引導到流化床干燥器302中的流化氣流382。這種混合箱允許將流化空氣的溫度調節(jié)到需 要的水平。在約92° F和稍微降低的水分下從第一級350輸送到流化床干燥器的第二級352 的流化煤顆粒將形成深度為約38-42英寸的床，該床被氣流382流化并且進一步被床內熱 交換器356加熱。這些煤顆粒通過流化床的第二級352的長度需要約12分鐘，因此將它們 以約118° F和水分為29. 5重量％的干燥煤316的形式排出。更重要的是，以約6200BTU/ 磅進入干燥器302的第一級的煤12的熱值已經增加至約7045BTU/磅。在工業(yè)上，計算“X比率”，以表示通過空氣加熱器376從廢氣306到一次空氣366 和二次空氣368的相對傳熱效率。由如下等式表示mPA+FD · cpPA+FD · (Τ 出 _T 進)PA+FD = m 廢氣· cp 廢氣· (Τ 進 _T 出)廢氣式中，m是質量流量，cp是比熱，Te和Ta分別是相應燃燒空氣(即，一次空氣和 二次空氣)和廢氣流的進口溫度和出口溫度。因為燃燒空氣流(以BTU/hr表示)的乘積 (m-cp)典型地只有廢氣流的相應值的80%，這意味著在發(fā)電廠的通常情況下，穿過空氣熱 交換器的廢氣的溫度降低可能只等于在燃燒氣流中的溫度增加的80%。但是，根據本發(fā)明， 通過減少煤的水分含量，由此減少在燃燒室中的煤產物的燃燒所產生的廢氣，廢氣流306 的質量流量和比熱值將得到降低，同時通過風機室盤管364和370將一次空氣流366和二 次空氣流368預熱，將增加燃燒空氣流的質量流量。這將導致X比率增加到100%，由此極 大地提高了發(fā)電廠操作的鍋爐效率。而且，干燥器系統(tǒng)根據本發(fā)明的原則的周到設計可以 進一步將X比率提高到約112%，由此使鍋爐操作對于發(fā)電更有效。此外，通過利用在發(fā)電 廠操作內可獲得的廢熱源，已經實現(xiàn)了空氣熱交換器的這種被極大地提高的X比率和鍋爐 效率，這樣能夠在協(xié)同的基礎上提高發(fā)電廠操作的經濟性。重要的是應理解，對圖31-33中所示的流化床干燥器裝置可以進行各種改變。例 如，可以使用在發(fā)電廠中可利用的其它廢熱流，如離開渦輪機的廢工藝水蒸汽代替熱廢氣 或熱的冷凝器冷卻水流。而且，可以將獨立的混合箱插入到用于將流化空氣輸送到流化床 的第一和第二級中的管線內，以允許獨立調整和控制各種流化流的溫度。此外，可以使用兩 分區(qū)或外部空氣加熱器，其中通過一側的一次和二次空氣流由通過另一側的熱廢氣加熱。 在需要時，可以在熱一次空氣流中安置水蒸汽-空氣預熱器(“SAH”)，以在所述熱一次空 氣流到達混合箱之前進一步增加它的溫度?？梢酝ㄟ^從水蒸汽渦輪機循環(huán)或工廠內可利用 的其它廢熱源提取的水蒸汽提供用于這種SAH的熱輸入。如圖33中所示，又一種變化是在 廢氣從空氣預熱器中排出之后，在其通道中安置省煤器(economizer)熱交換器，以加熱循 環(huán)流體，所述循環(huán)流體對到達外部空氣加熱器之前的一次和/或二次空氣流進一步提高的熱量。還可以將這樣的熱交換器放置在外部空氣預熱器之前。
與圖31相比，圖32顯示了流化床干燥器302被略微不同地結合到發(fā)電廠300中， 其中對相同元件給出相同標記以易于理解。還使用熱的冷凝器冷卻水304加熱用于初級風 機室盤管364和主風機室盤管370的二醇加熱器360，所述二醇加熱器360轉而共同預熱 一次空氣流366和二次空氣流368，之后，所述熱一次空氣流366和二次空氣流368在外部 空氣加熱器376中被廢氣306進一步加熱以產生熱二次空氣382和熱一次空氣380。還引 導冷一次空氣流366a穿過混合箱378以控制流化空氣的溫度，所述流化空氣被引導穿過流 化床干燥器的第一級350和第二級352的底部。但是，使用在熱交換器386中加熱的循環(huán) 液體介質388，作為第一級350中的床內熱交換器354和第二級352中的床內熱交換器356 所用的加熱介質。與圖31中所示的裝置不同，熱的冷凝器冷卻水304不用作第一級350中 的床內熱交換器354所用的加熱介質。圖32的這種實施方案允許將更高溫度的熱量引導 到流化床干燥器302內的兩個熱交換器中，并且提高整個干燥系統(tǒng)的靈活性。圖33顯示了用于流化床干燥器302和發(fā)電廠300的又一種略微不同的裝置。如 同圖32，將共用廢熱源用于容納于流化床干燥器302的第一級350和第二級352中的兩個 床內熱交換器。但是，與其中使用從外部空氣加熱器376中排出的熱一次空氣380加熱熱 交換器循環(huán)液體388的圖32不同，在圖33中，這種循環(huán)液體388是通過從外部空氣預熱器 376中排出的廢氣流402在熱交換器400內部進行加熱的。以這種方式，可以將循環(huán)液體 388加熱至約200-300° F以在床內熱交換器354和356中使用。此外，圖13的這種實施 方案提供另外的益處，因為它能夠進一步在生產上使用廢氣流的熱含量，并且提供干燥器 系統(tǒng)設計的更大靈活性，從而與圖31和32所示的實施方案相比，使得在得到相同或更好的 干燥性能方面更有效。圖34中示出了本發(fā)明利用廢熱源的低溫、露天工工藝的再一個可能并且優(yōu)選的 實施方案。為了使讀者容易理解，與圖31-33相同的元件在圖34中用先前使用的相同標記表不。代替如圖31-33中所示的由二醇加熱器360加熱的單個初級風機室盤管364，圖 34的實施方案包含最初用來預熱一次和二次空氣流366和368的獨立熱交換器530和 532。依靠熱冷凝器冷卻水滑流304a加熱的二醇回路362循環(huán)通過熱交換器530和532，以 提高這兩種空氣流的溫度。當在冷氣候環(huán)境中操作低溫處理系統(tǒng)時，這樣的二醇預熱回路 特別有幫助。圖31-33的主風機室盤管370在圖34的實施方案中被分成獨立的熱交換器534 和536。這種裝置允許對一次空氣流366和二次空氣流368提供升溫的更大的單獨控制。 一次空氣流366和二次空氣流368在約100° F從熱交換器534和536排出。熱冷凝器冷 卻水304提供熱源給熱交換器536，而熱冷凝器冷卻水滑流304a提供熱源給熱交換器534。 熱冷凝器冷卻水流304和304a合并成流358，以返回到冷卻塔346，所述的冷卻塔346產生 用來冷卻在水蒸汽冷凝器340中的廢渦輪機水蒸汽338的冷的冷卻水342。如同圖31-33實施方案，一次空氣流366和二次空氣流368由三分區(qū)空氣預熱 器376加熱，之后將它們作為空氣流380和382分別引導至煤磨機324和燃燒室330。將 廢氣306引導到APH 376，使得其有價值的廢熱含量在將其送到工廠的環(huán)境洗滌器之前可 以被利用。APH 376將一次空氣流380和二次空氣流382的溫度從約100° F升高至約660-690° F。用來加熱ΑΡΗ 376的廢氣306的溫度從約800-830° F降低至約265-277° F。
冷一次空氣流366a在APH 376上游從一次空氣流366中轉移，以提供用于流化 床干燥器302的第一級350和第二級352的流化空氣流382。這樣的冷PA 366a典型地在 145-150° F。但是，它可以以調節(jié)的方式被熱交換器540加熱以升高其溫度。用于熱交換 器540的熱源由傳熱回路542提供，其循環(huán)通過熱交換器540和熱交換器544。熱交換器 544轉而由傳熱回路546加熱，所述傳熱回路546從熱交換器548中的廢氣支流306a取出 其熱源。從熱交換器548排出的廢氣支流306a與從APH 376排出的廢氣流306合并，并且 通到環(huán)境洗滌器設備，之后將其排放到環(huán)境中。還將傳熱回路542的熱含量作為流550引導至容納在流化床302內的床內熱交換 器354和356，用于干燥煤。從床內熱交換器354和356排出的流550再與傳熱回路542 結合(鑒于其減少的熱含量，繞過熱交換器540)，由此它再次被熱交換器544中的廢氣306 加熱，之后將其再次引導至冷的PA 366a熱交換器540和床內熱交換器354和356。以此 方式，組合利用熱冷凝器冷卻水344和熱廢氣306以加熱空氣流382，所述空氣流382流化 通過干燥器302的煤并且為用于干燥煤的床內熱交換器354和356提供熱源。以此方式， 容納在系統(tǒng)內的多個熱交換器360，530，532，534，536，540，544和548能夠更大地調節(jié)廢熱 源的使用以干燥煤，并且使系統(tǒng)對于各種類型的煤和工藝循環(huán)的靈活性最大化。旁通管線 552能夠使傳熱回路542內含有的部分熱流體繞過熱交換器540，以實現(xiàn)對傳熱回路溫度的 更大控制。熱PA空氣支流380a從熱PA空氣流380轉移，用于傳遞至混合箱556和558。將 已經在熱交換器540內熱變化的冷PA空氣流382與熱PA空氣支流380a合并，以調節(jié)提供 給干燥器302的第一級350和第二級352的流化空氣流的溫度。獨立的混合箱556和558 允許將具有不同溫度的流化空氣流引導到兩個干燥器級，以對煤進行更有效的干燥。圖35顯示出本發(fā)明的低溫、露天工藝的再一種可能的實施方案。它類似于圖34 中描述的實施方案，但是有兩個重要的不同之處。對于在圖34和35中存在的相同部件，使 用相同的標記。在圖35的實施方案內，由熱廢氣306直接加熱用來升高冷PA 366a溫度的熱交換 器540。已經將傳熱回路546連接至其另一個傳熱回路560，其直接傳遞由廢氣306提供給 熱交換器548的熱含量。從熱交換器540排出的加熱流體560與傳熱回路546在閥562處 再結合。閥562和564之間的管道566能夠使傳熱回路546與傳熱回路560隔離。與由廢 氣306經由外部傳熱回路542間接加熱熱交換器540的圖34實施方案相比，廢氣306至熱 交換器540的熱含量的直接傳遞允許冷PA 366a升溫更大。如同圖34實施方案，將在圖35實施方案的傳熱回路542內含有的熱含量經由流 550傳送給干燥器302的床內熱交換器354和356。但是，代替將廢流550立即從床內熱交 換器在閥543處返回傳熱回路542 (參見圖34)的是，將廢熱流550在圖35實施方案中作 為流570轉移至容納在進料料斗303內的熱交換器572。以此方式，將流570用來預熱煤 12，之后煤再進入到干燥器302的第一級350，在此它被進一步預熱和部分干燥。流570離 開熱交換器572，由此將其再與傳熱回路542結合。此預熱器可能對于在環(huán)境溫度更冷時的 冬季月份處理煤是有用的。它可能對于在煤天然含有更高水分含量的國家如澳大利亞操作 本發(fā)明的低溫加工系統(tǒng)也是有用的。對于其它粒狀材料如垃圾得到的燃料、生物質等的熱加工，該預熱器頁、也可以提供顯著提高的效率。 圖35中所示的加工實施方案的另一個特征是煤冷卻器574。它可以構成如圖35 中所示的獨立單元，或在干燥器302的出口端，構成干燥器302的第三級。將結合到流化床 干燥器的此類煤冷卻器的情況下，干燥的煤從第二級352排出，越過堰進入到煤冷卻器級 段 574。如圖36中示意性所示，獨立的煤冷卻器574構成容器576，具有煤進料口 578和煤 排出口 580。位于容器576內的是分配板582，其包含金屬板，所述的金屬板具有從中鉆出 的許多孔一更像在流化床干燥器302的第一和第二級內采用的分配板。流化空氣584可 以由加熱盤管586預熱，由此它在壓力下進入在分配板582下面的容器576的氣室區(qū)588。將在干燥器302第二級352中干燥的，處于約28%水分和139° F的煤12輸送通 過進料口 578并且收集在容器576的內部，以形成流化床590。強迫處于約100° F和濕度 比為約0. 0210的空氣流584通過分配板582中的孔，以流化煤590。如此，流化空降低煤 的溫度，并且?guī)ё咂湫〔糠炙?，從而進一步將其輕微干燥。將煤從容器576的出口 580排 出，以產生在約27%水分和117° F的冷卻煤592。通過冷卻煤，在將其進料到燃燒室之前 在貯存中自發(fā)地燃燒的機會顯著減少。不同于現(xiàn)有技術系統(tǒng)，不需要引入惰性氣體以與干 燥的煤接觸，從而防止其自發(fā)燃燒。煤在煤冷卻器574中的流化產生粒狀煤粉594，其在出口 596處排出并且被輸送至 袋濾室321，在此可以將它們收集，之后使空氣流通過煙 323進入大氣。此臟空氣594(袋 濾室預處理)具有約69° F和0. 0557的濕度比特征。整體式連接到流化床干燥器302作為第三級的煤冷卻器574的部分示于圖37中。 圖37a顯示的是堰595，其由鏈條596可調節(jié)地懸掛，以將冷卻器級574與干燥器第二級352 分開，并且限定在第二級內的流化煤床的高度，因為它越過堰595的頂部進入到冷卻器級。圖37b描繪了具有幾個出口滑動門(outlet flip gates) 598的冷卻器574的排 出端597。當關閉以保持冷卻器內的流化條件時，這些門壓住圍繞干燥器排出端597中的出 口周邊的墊圈599。氣動閥581操作性地連接到滑動門598上，以將它們圍繞軸583打開， 從而排放容納在冷卻器574內的冷卻煤。當冷卻器充滿煤時，滑動門可以響應來自操作操 作者的人工輸入而打開，或者響應計時器信號而打開。以此方式，在流化床干燥器302中連 續(xù)干燥的煤同樣可以在冷卻器574中連續(xù)地冷卻，以產生準備用于輸送至燃燒室330或在 不自發(fā)燃燒的情況下貯存的干燥煤。因此，本發(fā)明的煤冷卻器374可以構成干燥器的結合或獨立的流化級，但是沒有 床內熱交換器。將流化空氣用來冷卻煤至優(yōu)選低于120° F的溫度條件并且將其進一步輕 微干燥。如果需要比單獨用流化空氣提供的溫度降低更高程度的溫度降低，則可以將床內 熱交換器放置于煤冷卻器374內。但是，將冷卻劑流體如冷水或二醇通過床內熱交換器，以 使其產生低于所述煤溫度的溫度條件，從而將其冷卻?；氐脚c上面討論的煤干燥方法和干燥器相關的發(fā)電廠環(huán)境，之前在圖2中已論述 使用熱廢氣27和從水蒸汽渦輪機中提取的熱水蒸汽71來提高發(fā)電廠65的效率。但是，其 它的備選裝置也是可以的。在圖38中，例如，顯示了具有三分區(qū)旋轉再生式空氣預熱器76 的封閉式冷卻線路的另一個實施方案。在這種情況下，對于這種目的，將圖38中的熱的冷 凝器冷卻水55的一部分送到熱交換器70中的加熱盤管中，代替轉移來自水蒸汽渦輪機的廢水蒸汽71以作為用于熱交換器70的熱源，所述熱交換器70用于預熱到達空氣加熱器76 之前的一次空氣流20和二次空氣流30 (參見圖2)。同時，圖39顯示了圖38裝置的一個備選實施方案，在所述圖38的裝置中，使用了熱的冷凝器冷卻水54加熱熱交換器70。然而，在這種情況下，使用兩分區(qū)旋轉再生式空氣 預熱器420進一步加熱從預備熱交換器70中排出后的一次和二次空氣流。使單一的空氣 流418通過兩分區(qū)空氣預熱器420的一側，并且引導熱廢氣27穿過另一側以提供加熱介 質。所述進一步加熱的空氣流422在空氣預熱器420的下游分成獨立的一次空氣流424和 二次空氣流426。將一次空氣流424輸送到磨煤機18中，以提供被輸送到燃燒室25中的粉 碎煤所用的正壓，從而預熱在處理中的粉碎煤。將二次空氣426送到燃燒室25的風箱428， 隨后它進入燃燒室25以促進煤在燃燒室內部的燃燒。在圖40中說明了具有三分區(qū)旋轉再生式空氣預熱器76的開放式冷卻線路。所述 燃煤發(fā)電廠的裝置與圖38中所示裝置類似，在圖38中，使用熱的冷凝器冷卻水加熱預備熱 交換器70。然而，在這種情況下，開放式冷卻線路代替冷卻塔56使冷凝器50冷卻。此外， 使用冷凝器內的熱交換器440，以利用廢熱對進口進行預熱。將獨立的熱交換器440安置在 其內安置的冷凝器管(未顯示)上面的水蒸汽冷凝器50的外殼內。這種設計提供熱循環(huán) 水442，所述熱循環(huán)水442在溫度方面略高于通常離開水蒸汽冷凝器50的熱冷凝器冷卻水 54，并且具有高得多的水純度。將離開冷凝器內熱交換器440的熱循環(huán)水442用泵抽到空氣/水初級熱交換器70 中，以將一次空氣流20和二次空氣流30在它們到達三分區(qū)空氣預熱器76之前進行預熱。 在熱交換器70的加熱盤管內釋放它的顯熱之后，冷卻器冷循環(huán)水444流回到冷凝器內熱交 換器440中，在此它被引入的廢渦輪機流再加熱。 在開放式系統(tǒng)中，使用來自湖泊或河流的冷的冷卻水446在水蒸汽冷凝器50中冷 凝廢渦輪機水蒸汽。熱量從水蒸汽傳輸至冷的冷卻水446之后，以熱的冷卻水448的形式 從水蒸汽冷凝器50中排出，并且通常將其排放到同一湖泊或河流中。在進口空氣預熱溫度需要比通過冷凝器內熱交換器440可以達到的進口空氣預 熱溫度更高的情況下，如圖41所示，可以增加輔助的熱交換器450以提高空氣預熱溫度。將 離開三分區(qū)空氣預熱器76的廢氣27的一部分452轉移到輔助的熱交換器450中，以提高 離開冷凝器內熱交換器440的熱循環(huán)水442的溫度。然后，這種更熱的循環(huán)水454提供顯 熱給初級空氣熱交換器70的加熱盤管。離開輔助的熱交換器450的冷卻的廢氣流456與 離開空氣預熱器76的主廢氣流27合并。當然，可以用圖39中所示的兩分區(qū)空氣預熱器代替圖40-41中所示的三分區(qū)空氣 預熱器76。許多其它的空氣預熱器裝置都是可以的，并且可以示例性地包括管狀空氣預 熱器，其中合并的一次和二次空氣流20、30流過管式設計的相同空氣預熱器；以及管式和 旋轉式空氣預熱器的組合，其中在管式空氣預熱器中加熱一次空氣流20，而在兩分區(qū)旋轉 式空氣預熱器中加熱二次空氣流30。而且，可以使用在工業(yè)上可得到的板式熱交換器設計 代替管式空氣預熱器設計。進口空氣預熱盤管的實施方案與上述類似。用于本發(fā)明目的的另一類型煤床干燥器是帶有直接或間接熱源的單容器、單級的 固定床干燥器。圖42示出了這種帶有直接熱源的干燥器的一個實施方案，但是很多其它裝 置是可以的。對于干燥將售賣給其它發(fā)電廠或其它工廠的煤，固定床干燥器是一種良好的選擇。這是因為低干燥速率和以下事實的緣故固定床干燥器相對于流化床干燥器需要長 得多的停留時間，以將需要量的煤干燥成水分被降低到需要的程度。此外，流化床干燥器在 非工廠場合比如在采礦區(qū)中的使用實際上通常是受限制的。在這樣情況下，優(yōu)質的廢熱源， 比如熱冷凝器的冷卻水或壓縮器的熱都不可能用于干燥操作。而且，可能更加難于廉價地 提供流化床所需要的必要量的流化空氣。
在圖42中所示的裝置的情況下，固定床干燥器180具有兩個同心的壁，其中大體 為圓柱形的外壁182和大體為圓柱形的內壁184限定在外壁182和內壁184之間的空氣流 動用的環(huán)形空間(spatial ring) 186。底座直徑小于內壁184的直徑的圓錐形結構188位 于固定床干燥器180的底部，在軸向上與內壁184對齊，從而形成用于排出干燥煤192的環(huán) 狀底板排出口 190。煤(典型而不唯一為濕過篩煤12)在開口頂部194進入固定床180。通過重力將 濕過篩煤12吸引到床干燥器180的底部。冷干燥空氣200被風機198抽吸，穿過空氣/水 熱交換器202，產生流化氣流196。通過廢熱加熱流化空氣200，所述廢熱在圖42中以從水 蒸汽冷凝器(未顯示)中提取的熱的冷凝器冷卻水204的形式顯示。如在本申請中描述的 所有實施方案一樣，其它廢熱源可以用于本發(fā)明的實施。流化空氣200穿過圓錐形結構188和在內壁184和外壁182之間形成的環(huán)形空間 186，進入固定床180的底部。如圖42中所示，圓錐形結構188和內壁184是多孔的，或者 另外適當?shù)貥嬙斐稍试S流化空氣196流過容納于固定床干燥器180的內壁184中的濕過篩 煤12。流化空氣196通過固定床干燥器180的開口頂部194排出到大氣中。固定床干燥器180包含床內加熱盤管206。床內傳熱盤管206用熱由廢熱提供，在 這種情況下，由熱的冷凝器冷卻水204提供。也可以單獨使用來自其它來源的廢熱或取自 水蒸汽渦輪機循環(huán)的水蒸汽或它們的任意組合，或將它們與冷凝器的廢熱204組合使用。 當在固定床干燥器180中將濕過篩煤12加熱并且通氣時，通過重力或其它可商購的機械裝 置將干燥煤192吸引到干燥器的底部，在此將它通過在固定床干燥器180的底部形成的排 出環(huán)190排出。使用本系統(tǒng)得到許多優(yōu)點。所述工藝允許從多種來源獲得廢熱，所述多種來源 包括熱的冷凝器循環(huán)水、熱廢氣、生產提取水蒸汽和可以在干燥處理中所用的可接受溫度 的寬范圍內利用的任何輔助熱源。所述工藝通過幾乎無需成本將風機室(APH)加熱50至 100° F，能夠更好地利用熱的冷凝器循環(huán)水廢熱，從而減少顯熱損失并且從空氣預熱器中 排出的出口 一次和二次空氣流20、30中提取熱量。還可以通過使用空氣預熱交換器直接從 廢氣中提取這種熱量。這導致干燥器空氣流量與煤流量比率和需要的干燥器的尺寸得到顯 著降低。通過調節(jié)床的差速器(differentials)和集塵器風機的容量，干燥器可以被設計 成利用現(xiàn)有的風機以供給流化床所需要的空氣。所述床可以使用各種布置的集塵器，在此 處只描述了一些集塵器。披露的實施方案節(jié)省了一次空氣，原因是更干燥煤的一種作用是 需要較少的煤來加熱鍋爐，因此需要更少的磨機來研磨煤并且對于磨機需要更小的氣流將 空氣供給干燥器。通過將干燥器結合到在煤倉正前方上游的煤處理系統(tǒng)中，鍋爐系統(tǒng)將得益于進入 磨機的煤進料溫度的升高，因為煤在高溫下從干燥器排出。預期廢氣溫度、在床干燥器中的停留時間、廢氣水分含量和更高的洗滌速率的變化都顯著影響汞從工廠中排出。
對到APH的進口空氣的預熱的優(yōu)點是升高了在APH的冷端中傳熱表面的溫度。表 面溫度越高，將使酸沉積速率越低，因而，堵塞和腐蝕速率更小。這樣將對風機功率、單位容 量和單位性能產生積極的影響。使用來自冷凝器的廢熱代替提取自水蒸汽渦輪機的水蒸汽 對進入APH的進口空氣進行預熱，將使渦輪機及單位輸出功率增加，以及使循環(huán)及單位性 能得到提高。升高在APH進口處的空氣溫度將使APH空氣的泄漏速率減小。這是由于空氣 密度降低的緣故。APH空氣的泄漏速率降低，將對強迫通風和誘導通風的風機功率產生積極 的影響，這將導致降低廠用電用量，提高凈單位功率輸出以及提高單位性能。對于使用冷卻 塔的發(fā)電廠，使用廢熱對進入APH的空氣進行預熱，將降低冷卻塔的熱負荷，并且導致降低 冷卻塔的用水量。使用所公開的工藝的煤干燥將減少鍋爐系統(tǒng)中的水損耗，從而產生更高的鍋爐效 率。在鍋爐系統(tǒng)中更低的敏感氣體損耗，產生更高的鍋爐效率。而且，降低廢氣的體積，將 能夠使在每兆瓦特(MW)的基礎上的二氧化碳、硫氧化物、汞、微粒和氮氧化物的排放更低。 還存在煤導管腐蝕(例如，由煤、微粒和空氣在導管內引起的腐蝕)較低；粉碎維修較低； 操作設備所需的廠用電較低，導致更高的單位容量；灰分和洗滌器煤泥的體積較?。还S 的用水量(預先從水蒸汽渦輪機循環(huán)分流的水不受影響)；空氣預熱器冷端的污垢和腐蝕 較低；廢氣導管的腐蝕較低；以及，被洗滌的廢氣的百分比增加。床干燥器還可以裝備洗滌 器_除去污染物的裝置，從而提供煤的預燃燒處理。還有大量溫度等級和設計結構可以用 于本發(fā)明以處理其它原料和燃料。APH-熱冷凝器冷卻水裝置的組合允許將更小、更有效率的床用于干燥煤。利用來 自水蒸汽渦輪機循環(huán)的工業(yè)用熱的現(xiàn)有系統(tǒng)需要大得多的床。在本發(fā)明中材料得到了分 離。這樣允許減少污染物如SO2和汞的排放。本裝置可以以靜態(tài)(流化)床干燥器或固定 床干燥器的方式使用。在兩級干燥器中，可以調節(jié)第一和第二級之間的相對速率差?？梢?有不同的溫度梯度，并且在不同級中加熱范圍的靈活性不同，以使所需結果最大化。在一個 多級流化床裝置中，分離了沒有被流化的材料。在一個實施方案中為20%的干燥器分配表 面積的第一級，抽出了更大濃度的氣流、汞和硫。由于兩級床干燥器可以是更小的系統(tǒng)，因 此所需的風機功率更小，這樣就非常節(jié)省電費。干燥煤時的一個重要的經濟因素是所需風 機的馬力。從系統(tǒng)的觀點看，磨損和撕裂較小，煤處理傳輸器和粉碎機的維修較低，灰分的量 降低，而且腐蝕降低。粉碎煤更容易，因而在磨機中得到更完全的干燥，磨機功率較低，所需 一次空氣較少，并且一次空氣的速率較低。廠用電力(即，廠用電)需要降低，發(fā)電廠容量 可以增加，洗滌器和排放將得到改善。與濕粉碎煤相比，離開燃燒干燥的粉碎煤326的燃燒室330的廢氣306的流量降 低。而且，由于在干燥的粉碎煤326中較低的水分含量，因此廢氣306的比熱較低。結果降 低廢氣306的熱能，并且需要更小的環(huán)境處理設備。廢氣306的流量降低還導致對流傳熱 的速率降低。因此，盡管使用更干燥的煤使FEGT得到增加，但是傳遞給在鍋爐334中的工 作流體(水或水蒸汽，未示出)的熱更少。對于具有固定傳熱幾何形狀的鍋爐，熱的再加熱 水蒸汽(被再循環(huán)的循環(huán)工業(yè)用水蒸汽)的溫度相比于使用較濕燃料的操作可以更低。熱 的再加熱水蒸汽的溫度的一些降低能夠通過如下得到補償增加再熱器(未示出)的表面積或改變鍋爐的操作條件，比如增加燃燒器的傾角(熱被施加到鍋爐的角度)或用更高水 平的過量空氣操作?？梢栽O計新的鍋爐，以降低廢氣306穿過對流煙道(廢氣穿過燃燒室 的出口路徑)的流量，從而在通常操作條件下實現(xiàn)所需的水蒸汽溫度。這樣將進一步減小 尺寸和結構成本。通過燃燒較干煤，由于強制通風(FD)、誘導通風(ID)和一次空氣(PA)風機的功率 降低以及磨機功率降低，因而廠用電力將降低。燃燒較干煤所致的較低的煤流量、較低的空 氣流動要求和較低的廢氣流量的結合，將使鍋爐系統(tǒng)的效率和單位發(fā)熱量得到提高，這主 要是由于煙道損耗較低以及磨機和風機的功率較低的緣故。這種性能的提高將使發(fā)電廠容 量在現(xiàn)有設備的情況下得到提高。典型地在燃煤能源工廠中使用的后端環(huán)境控制系統(tǒng)(洗 滌器、靜電沉析器和汞捕獲裝置)的性能將在使用較干煤時由于較低的廢氣流量和增加的 停留時間而得到提高。
燃燒較干煤還對減少不適宜的排放有積極的影響。所需要的煤流量的降低將直接 轉化為N0x、C02、S02和微粒的排放質量的降低。一次空氣還影響N0X。使用較干煤相比于使 用濕煤，一次空氣的流量將降低。這將導致NOx的排放率降低。對于裝備有濕洗滌器的發(fā)電廠裝置，由于降低了空氣預熱器的氣體出口溫度，因 而可以降低由燃燒較干煤所產生的汞排放，這有利于靠元素汞形成HgO和HgCl2。這些氧 化形式的汞是水溶性的，因此可以被洗滌器除去。此外，廢氣水分抑制汞被氧化成水溶性形 式。降低燃料水分將導致更低的廢氣的水分含量，這將促進汞氧化成水溶性形式。因此，使 用較干煤與使用更濕的煤相比，將使汞排放更低。當煤穿過所述系統(tǒng)的這種受限部分時，煤中水分含量降低的優(yōu)點包括干煤更易 于粉碎，并且實現(xiàn)相同的研磨大小(煤細度)需要的磨機功率更小；提高了磨機出口溫度 (在磨機出口處，煤和一次空氣的混合物的溫度)；煤在將其輸送到燃燒室25的煤管中得到 更好的輸送(堵塞較少)。此外，對于煤的干燥和輸送，需要較少的一次氣流20。較低的一 次空氣速率對在磨煤機324、煤管、燃燒器和相關設備中的腐蝕產生明顯的積極影響，這樣 降低煤管和磨機的維修費用，對于燒褐煤的工廠來說，這兩者的維修費用是非常高的。使用干煤，燃燒室330中的火焰溫度由于水分蒸發(fā)損耗較低而較高，并且熱傳遞 過程得到改善。更高的火焰溫度對燃燒室330的壁產生更大的輻射熱通量。由于從廢氣 306排出的水分含量被降低，因此火焰的輻射性質被改變，這也影響了對燃燒室330的壁的 輻射通量。使用越高的火焰溫度，從燃燒室330排出的煤灰顆粒的溫度越高，這能夠增加燃 燒室的污垢和結渣。煤渣在燃燒室壁上的沉積降低了熱傳遞，并且使在燃燒室出口處的廢 氣溫度更高。由于煤流量隨燃料的水分降低而降低，因此，進入鍋爐的灰分的量也被降低。 這樣降低了在鍋爐32中的固體顆粒腐蝕，并且減少了用于鍋爐32所需要的維修(例如，除 去被收集在鍋爐內表面上的煤煙)。相比于濕粉碎煤，離開燒干粉碎煤326的燃燒室330的廢氣306的流量被降低。較 低的廢氣速率通常允許減小環(huán)境控制設備和風機的大小。而且，由于干粉碎煤326中的水 分含量較低，因此廢氣306的比熱較低。結果是降低了廢氣306的熱能。廢氣306的較低 流量還導致對流傳熱的速率較低。因此，盡管使用較干燃料使FEGT得到增加，但是傳遞給 在鍋爐系統(tǒng)對流煙道中的工作流體(水或水蒸汽)的熱更少。由于經濟原因，無需將煤完全干燥，也不推薦這樣，因為將總燃料水分的一部分除去就足夠了。除去水分的最佳分數(shù)取決于現(xiàn)場的具體條件，比如煤的類型及其特性、鍋爐設 計和商業(yè)裝置(例如，干燥燃料對其它發(fā)電廠的出售)。廢工業(yè)用熱優(yōu)選地，但不是獨占性 地用于在床內熱交換器中使用的加熱和/或流化(干燥，流化空氣208)。如所示的，可以在 一級或多級中直接或間接供應這種熱量。令人驚奇地發(fā)現(xiàn)，包含在分離流260、268和270中的硫和汞的污染物的濃度顯著 高于在濕煤進料流12中的硫和汞的污染物的濃度。同樣地，在污染物例如灰塵、硫和汞的 存在下，從流化床干燥器的頂部排出的淘洗煤粉流166增加。通過利用本發(fā)明的顆粒分離 方法，相比于濕煤進料流12的汞濃度，煤產物流168中的汞濃度可以被降低約27%。而且， 煤產物流168的硫濃度可以被降低約46%，并且灰分的濃度可以被降低59%。換句話說， 使用本發(fā)明，在濕煤進料中存在的約27-54%的汞都可以被富集在分離流和淘洗煤粉的輸 出流中，因此，這些汞可以從將進入鍋爐燃燒室的煤產物流中被除去。對于硫和灰分，相應 值分別為25-51%和23-43%。通過以這種方式將污染物富集在分離流內，以及顯著降低進 入的鍋爐燃燒室燃燒用的煤產物流168中存在的污染物，使包含在所得廢氣中的汞、SO2和 灰分更少，因此，在廢氣流被排放到大氣之前，常規(guī)用于在工廠操作處理該廢氣流的洗滌器 技術的負荷減小。對于通常的工廠操作，這樣能夠顯著節(jié)約操作和固定設備的成本。
本發(fā)明流化床設計意在進行定制設計，以最大程度地利用從各種各樣的發(fā)電廠工 藝得到的廢熱流，而不使煤暴露在高于300° F、優(yōu)選200-300° F之間的溫度下。其它進料 或燃料的溫度梯度和流體流量的變化都將取決于想要實現(xiàn)的目的、燃料或進料的性質以及 其它與所需結果相關的其它因素。在高于300° F，通常是接近400° F的溫度，發(fā)生氧化并 且揮發(fā)物從煤中驅出，因而產生了含需要處理的不適宜組分的其它流，并且產生了工廠操 作的其它潛在問題。通過將輸入干燥器中的空氣調節(jié)到低于300° F并且將這種熱輸入床內的熱交換 器的盤管內，流化床干燥器能夠處理更高溫度的廢熱源。流化床干燥器的多級設計形成了 能夠被用于通過加熱介質的逆流來實現(xiàn)更有效的傳熱的溫度帶。來自本發(fā)明的干燥器床的 煤出口溫度較低(典型地低于140° F)，并且產生了較容易儲存和處理的產物。如果特別 的粒狀材料需要更低或更高的產品溫度，則可以將干燥器設計成提供降低或升高的溫度。被顆粒控制設備收集的陶洗顆粒600通常尺寸非常小，并且富含飛灰、硫和汞。圖 19是表示通過利用活性水蒸汽602除去汞以產生活性炭604的工藝的示意圖。如圖19所 示，陶洗顆粒流600在流化床加熱器或溫和氣化器606中被加熱到400° F或更高的溫度， 以使汞蒸發(fā)。被強迫穿過流化床608的流化空氣608將汞驅出，進入塔頂流610。在塔頂流 610中的蒸發(fā)汞可以通過現(xiàn)有的可商購汞控制技術例如通過注入到氣流中的活性炭除去， 或者攜帶汞的氣流610可以穿過圖19中所示的活性炭床612。由于相比于離開燃燒室330 的廢氣306，處理流610中的汞濃度高得多，并且相比于離開燃燒室的廢氣，需要被處理的 氣流的總體積非常小，因此這將是一種非常有效的除汞方法。冷卻流體616循環(huán)通過的熱 交換器614可以被用于冷卻熱的無汞流618。在該冷卻工藝中可以得到熱量，并且將該熱量 用于預熱到流化床加熱器或溫和氣化器606的流化空氣620。無汞煤粉622可以在燃燒室 330中燃燒，或者如圖19所示，可以被水蒸汽602活化以產生活性炭604。所產生的活性炭 604可以在煤干燥位置上用于汞控制，或者可以出售給其它燃煤的發(fā)電站。圖20示出了用于氣化淘洗煤粉600的工藝。陶洗顆粒流600與流化空氣702 —起在流化床氣化器700中被氣化。氣化器典型地在高溫比如400° F使用，此時驅走了可燃性氣體和揮發(fā)物。產物氣體流704在燃燒渦輪706中燃燒，所述燃燒渦輪706由燃燒室 708、壓縮機710、燃氣渦輪機712和發(fā)電機714組成。在流化床氣化器中的殘留焦炭716將 是無汞的，并且可以在現(xiàn)有燃燒室330中燃燒，或通過水蒸汽718處理以產生活性炭720。分離流還可以富含硫和汞。這些流可以從工藝中除去或被填埋或以類似于淘洗煤 粉流的方式進一步處理，從而除去不適宜的雜質。在本發(fā)明的一個優(yōu)選實施方案中，分離煤顆粒流170或260被直接輸送到洗滌器 組件600，以通過除去捕獲在其中的細煤顆粒，使污染物得到進一步富集。圖21a和21b的 剖視圖顯示了本發(fā)明的洗滌器組件600的一個實施方案。洗滌器組件600是箱狀的殼體 (enclosure)，其具有側壁602、端壁604、底部606及頂部608 (未示出)，并且連接至干燥器 250側壁，以包圍分離流的排出口 610，螺旋推進加料器194穿過排出口 610部分延伸。應 當注意，能夠以水平方式傳輸分離流煤顆粒的任何其它合適裝置都能夠代替螺旋推進加料 器，包括帶、推桿或牽引鏈。螺旋推進加料器194將推動放置在流化床底部附近的分離流顆粒穿越床，經過分 離流排出部610進入洗滌器組件600內，在此處，它們能夠分離并且遠離流化干燥器累積。 分配板620包含在洗滌器組件600內。熱流化空氣206的支流向上穿過在分配板620中的 孔622，以流化包含在洗滌器組件內的分離顆粒流。當然，分離流顆粒由于它們更大的比重 而停留在流化床的底部附近，但是捕獲在這些分離流顆粒中的任何淘洗煤粉都將上升到流 化床的頂部，并且經過進口孔624 (在圖22中，通過這個孔顯示熱交換器盤管280)被吸回 到流化干燥器床250內。以這種方式，分離顆粒流在圖21的洗滌器組件內得到進一步的處 理，以清潔出淘洗煤粉，因而留下具有更大濃度的污染物的分離煤顆粒流，而使污染物更低 的煤粉返回到流化床，進行進一步處理。當包含在洗滌器組件內的分離流顆粒已經累積到足夠程度時，或者另外需要用于 其它目的時，可以打開在端壁604中的門612，以使累積的分離流顆粒通過在端壁中的出口 孔被排出，其中這些分離流的顆粒被螺旋推進加料器294強加給穿過它們的分離流顆粒的 正壓推動或被其它合適的機械傳輸裝置推動。門612也能夠由定時電路操作，以使門根據 周期性時間表打開，以將累積的分離顆粒排出。圖22-24示出了洗滌器組件的再一個實施方案630，其構成兩個洗滌器組件632和 634，用于處理流化床干燥器250產生的更大體積的分離流顆粒。如在圖24可以更清楚地 看出，螺旋推進加料器194貫穿前室(vestibule) 636。分離流煤顆粒通過螺旋推進加料器 194輸送到此前室636，然后進入收集室638和640，所述收集室638和640分別止于門642 和644或其它合適類型的流動控制裝置。如上所述，分配板654和656可以包含在收集室638和640的內部(參見圖26)， 以使穿過在分配板中的孔658和660的流化氣流流化分離流顆粒，從而分離捕獲在更密實 分離流顆粒中的任何淘洗煤粉。一旦打開門642和644，淘洗煤粉就將穿過孔660和662上 升到斜槽646和648的頂部，用于通過合適的機械裝置輸送回到流化床干燥器250。如前面 所述，分離流顆粒將穿過斜槽646和648的底部降落。一旦預定體積的分離流顆粒已經累積在收集室638和640內，或經過了預定的時 間量，就打開門642和644，以使分離流顆粒分別排出到斜槽646和648。分離流顆粒將通過重力穿過在斜槽646和648底部的出口部650和652進入其它一些儲存容器或傳輸裝置， 以進一步使用、進一步處理或處置。門642和644可以繞軸旋轉連接到收集室638和640，但是這些門還可以是可滑動 地安置、向上繞軸旋轉、向下繞軸旋轉、橫向繞軸旋轉或任何其它的合適裝置。另外，多個門 可以操作性連接收集室，以增加從收集室排出的分離流煤顆粒的速度或排出。在一個示例性實施方案中，如圖25所示，門642或644可以包括平的門部分672， 所述的門部分672覆蓋收集室638、640的排出口 632。門部分672可以具有比排出口 632 的面積更大的面積。門部分672可以包括任何剛性的材料比如鋼、鋁、鐵和具有類似物理性 質的類似材料。在一個備選實施方案中，門670是可以重復操作的，可以有利的是使用更薄 的材料，這可以降低其重量。在此實施方案中，門部分672還可以包括撐桿或支撐件(未示 出)，以對來自收集室638、640內的任何向外作用的壓力增加另外的支撐。
門670還包括至少一個密封部分674，其被安置在門部分672的內表面上或傾向 于(dispose to)該內表面，以在排放口 632的上面形成通常的正壓密封(positive seal)。 密封部分674能夠具有比排放口 632的面積更大的面積。密封構件674可以包括比如橡膠、 彈性塑料的任何彈性壓縮材料或具有類似物理特性的類似器件。密封構件672上可以安置罩676，以保護或覆蓋密封構件672，使其免受將要碰到 密封門670的流化和非流化材料。如圖26中具體所示那樣，罩676包括其面積可以比排放 口 632的面積更小的薄板。當門670處于閉合位置時，罩676被嵌套在出口 632中。罩676 可以包括任何剛性材料比如鋼、鋁、鐵以及具有類似物理性質的類似材料。然而，其它材料 也可以被用于罩676。在一個示例性的實施方案中，致動組件680與門670操作性連接，從而使門670在 開啟位置和閉合位置移動，因而當門670在開啟位置時，煤可以從流化收集器620排出。致 動組件280包括氣動活塞桿684和氣缸686，所述氣動活塞桿684和氣缸686與流體氣動系 統(tǒng)(未示出)操作性連通。流體氣動系統(tǒng)可以包括流體熱流比如廢熱流、一次熱流的使用， 或這兩者的組合使用。由于在流化收集器632中將發(fā)生流化，因此可以使用能夠忍受對于細顆粒與更密 實和/或更大的污染材料分離所需的壓力的構造材料。這樣的構造材料可以包括鋼、鋁、鐵 或具有類似物理性質的合金。然而，還可以使用其它材料制備流化收集室638、640。流化收集室638、640還可以但不是必須地包括收集器內加熱器(未示出)，該加熱 器可以與流體熱流操作性連接，以提供另外的熱并干燥煤?？梢詫κ占鲀燃訜崞鞴┙o在 發(fā)電廠中可得到的任意流體熱流，包括一次熱流、廢流以及它們的任意組合。如圖23和24所示，流化收集室638、640的頂壁632a和632b可以以一定角度橫 向遠離流化床，因而如標記箭頭A和B所示那樣，將進入流化收集室638、640的流體熱流導 向通道A或第二通道B，并且進入流化床。頂壁632的內表面可以包括可以有利于流化顆粒 物質流過通道A或第二通道B并進入流化床的凹槽(impression)或結構，比如通道、凹痕、 脊或類似布置。參考圖22和27，窗組件650可以被安置在周圍壁651上，以便可以觀察在流化收 集室638、640的內部發(fā)生的流化。在本發(fā)明的一個示例性實施方案中，窗組件650包括至 少一個內窗652，所述內窗652包含被固定到窗口 654并橫穿窗口 654延伸的透明和/或耐破碎材料比如塑料、熱塑性材料以及類似材料。可以對內窗652的周圍外表面安置支撐件 或板656，以對內窗652提供抵抗向外作用的壓力的支撐。支撐件656可以包括任何基本上 剛性的材料，比如鋼、鋁或類似材料。可以對支撐件656的外表面安置第二窗或外窗658， 以提供抵抗在流化收集室638、640內的向外作用的壓力的另外支撐?？梢岳弥Ъ?60和 緊固件662將窗組件650固定在位置上。支架660可以包括能夠固定窗組件650的L-形、 C-形或類似形狀。緊固件662可以包括螺栓、螺釘、c形夾具或本領域技術人員已知的任意 緊固件。 連接部(junction) 300包括限定內部308的底壁302、頂壁304和多個側壁306。 分配板310與限定氣室312的連接部300的底壁302相隔一定距離，用于接收穿過至少一 個進口 316流向氣室312的至少一種流體熱流。連接部300的分配板312優(yōu)選相對于流化 收集器220傾斜或成角度，以有助于輸送來自流化干燥器床130的非流化材料。當非流化 材料移動通過連接部300時，貫穿分配板310的孔314使流體熱流擴散通過非流化材料；因 而導致細粒狀材料的分離。細粒狀材料被流化，并且流回流化干燥器床130的內部106。貫 穿連接部300的分配板310的孔314在制備過程中可以成角度，以控制流體熱流的方向。通過洗滌器組件600從干燥器250中分離出的分離流顆粒的使用取決于其組成。 如果這些分離流顆粒包含可接收水平的硫、灰分、汞以及其它不適宜組分，則由于它們包含 所需的熱值，因此它們可以被輸送到燃燒室鍋爐進行燃燒。然而，如果這些分離流顆粒內包 含的不適宜的組分高得不可接受，則這些分離流顆?？梢赃M行進一步處理，以除去這些不 適宜組分中的一些或全部含量，這在美國序列號11/107，152和11/107，153中更充分地被 公開，這兩個申請都是在2005年4月15日提交的，并且與本申請享有共同發(fā)明人以及共所 有人，并且結合到此。只有當分離流顆粒內包含的不適宜組分的含量如此高使得它們不能 通過進一步處理得到可行地降低時，分離流顆粒才在填埋場中被處置，因為這樣浪費了包 含在分離流顆粒內的所需熱值。因此，本發(fā)明的洗滌器組件600不僅使分離流的煤顆粒流 自動從流化床中除去，以提高干燥器的效率和連續(xù)操作，而且允許這些分離流顆粒在發(fā)電 廠或其它工廠操作中進行進一步處理或在生產中使用。下列實施例舉例說明形成本發(fā)明一部分的低溫煤干燥方法和干燥器以及洗滌器
直ο實施例I-水分減少對提高褐煤的熱量(heat volume)的影響煤燃燒試驗在北達科他州的Great River Energy's Coal Creek Unit 2進行，以 確定對單元操作的影響。褐煤通過露天儲存煤的干燥系統(tǒng)進行干燥，以用于本試驗。結果 在圖43中示出?？汕宄闯?，平均地，煤水分從37. 5%降低到31.4%，降低了 6. 1%.如圖43所 示，這些結果與理論預測非常吻合。更重要地，褐煤水分含量降低6%使煤燃燒時的凈單位 發(fā)熱量提高了約2. 8%，而水分降低8%則使褐煤的凈單位發(fā)熱量提高了約3. 6%。這種結 果表明煤干燥事實上提高了其熱值。實施例II-水分減少對煤組成的影響PRB煤以及褐煤的樣品都進行化學和水分分析，以確定它們的元素和水分組成。結 果在下表1示出?？梢钥闯觯旱暮置簶悠菲骄哂?4. 03重量％的碳、10. 97重量％的氧、 12. 30重量％的飛灰、0. 51重量％的硫和38. 50重量％的水分。而PRB次煙煤樣品平均具有49. 22重量％的碳、10. 91重量％的氧、5. 28重量％的飛灰、0. 35重量％的硫和30. 00% 的水分。假定0%的水分和0%的灰分(“沒有水分和灰分”)以及20%的水分含量，使用 這些褐煤和PRB煤樣品的“按原樣接受(as-received) ”值，進行“元素分析”，以計算這些 元素組成值的校正值，這些也都示出在表1中。從表1可清楚看出，煤樣品的化學組成和水 分含量得到顯著改變。更具體地，對于20%的水分情況，褐煤和PRB煤的樣品表現(xiàn)出碳含量 分別增加到44. 27重量％和56. 25重量％，增加較大，而氧含量分別增加到14. 27重量％和 12. 47重量％，增加較小。硫和飛灰成分也稍微增加(但不是在絕對值的基礎上)。就像這 樣，重要的是，褐煤的熱值(HHV)從6，406BTU/lb增加到8，333BTU/lb,而PBR煤的HHV值從 8，348BTU/lb ±曾力卩到 9，541BTU/lb。表1 實施例III-水分含量對煤熱倌的影響使用表1的組成值，并且假定570MW的發(fā)電廠釋放825° F廢氣，進行元素分析計 算，以預測這些煤樣品在從5%到40%的不同水分含量下的HHV熱值。結果在圖44示出。 可清楚看出，HHV值和水分含量之間存在線性關系，其中水分含量越低，HHV值越高。更具體 而言，PRB煤樣品產生的5%水分下的HHV值為11，300BTU/lb，在20%的水分下的HHV值為 9，541BTU/lb，在30%的水分下的HHV值僅為8，400BTU/lb。而褐煤煤樣品產生的10%水分 下的HHV值為9，400BTU/lb，在20%水分下的HHV值為8，333BTU/lb,并且在40%下的HHV 值僅為6，200BTU/lb。這表明，通過使煤在鍋爐燃燒室中燃燒之前進行干燥，可以提高鍋爐 效率。而且，在鍋爐中產生相同的熱量需要更少的煤。實施例IV-煤水分含量對發(fā)電廠效率的影響
對于本實施例IV，使用四種不同的干燥器系統(tǒng)構造(A、B、C和D)。這些構造如下構造A 基本方案(BC)將BC選擇方案與發(fā)電廠裝置緊密地結合。如在圖45中更充分地顯示，它涉及使 用三分區(qū)旋轉再生式空氣預熱器(APH)、用于預熱一次和二次空氣流的熱交換器、流化床干 燥器和用于加熱床內熱交換器用的傳熱介質的熱交換器。在這種裝置中，使用APH增加廢 熱的溫度水平。
使用來自水蒸汽冷凝器的廢熱預熱一次空氣(“PA”)、二次空氣(“SA”)和流化 空氣(“FA”)流。這通過如下方法實現(xiàn)將來自流的其余部分的一小部分熱的冷凝器冷卻 水轉移，并且使它通過水/空氣熱交換器，在該空氣熱交換器中將PA、SA和FA流預熱至約 100° F的溫度。然后將冷的冷卻水循環(huán)回到塔中。這降低冷卻塔負荷，并且減小冷卻塔需 要的水量。預熱的PA和SA流流到PA和FD風機中，并且穿過APH的一次和二次空氣分區(qū)。將 在APH的SA分區(qū)中加熱的SA流輸送到鍋爐風箱中，在此處將它分配到燃燒器中。在APH 的下游提取在此被稱為“熱PA”的PA的一部分。冷PA流的溫度在140° F的范圍，而熱PA 溫度在750° F的范圍。將PA的其余部分輸送到煤粉碎機中。所述熱PA流通過空氣/水熱交換器，在此處它將熱傳遞給傳熱流體，即在這種情 況下的水。所述熱水通過床內熱交換器循環(huán)，從而將熱傳遞給流化床。在通過熱交換器之 后，所述熱PA流在200-240° F的范圍內。顧名思義，所述FA流使在流化床干燥器中的煤 流化并且干燥。對于固定幾何結構即，給定的分配器面積的干燥器，F(xiàn)A的量(即，冷和熱PA流之 和)恒定。在BC構造中，通過改變熱PA流和冷PA流的比例，可以控制FA流的溫度。隨著 熱PA流增加，床內熱交換器可得到的熱的量增加。這增加從流化床干燥器內的煤中可以除 去的煤水分的量。當以熱PA流的形式輸送干燥器需要的所有FA時，煤干燥最大程度地得 到實現(xiàn)。這種操作方式導致床內熱交換器管的最高表面溫度和最高的床溫度。隨著熱PA流增加，通過APH的PA量和總空氣流量(PA+SA)得到增加。通過APH 的空氣流量的這種增加導致離開APH的廢氣溫度降低，轉而導致煙囪損失降低并且導致鍋 爐和單位效率(unit efficiency)增加。因此，與在將干煤輸送到發(fā)電廠中并且在沒有就 地干燥的情況下燃燒時的情況相比，在BC裝置的情況下的性能提高更高。BC選擇方案很可能用于改進現(xiàn)有燃燒高水分褐煤或PRB煤的發(fā)電站或設計新的 發(fā)電站，原因是這些典型地配備有三分區(qū)的ΑΡΗ。構造B:高溫(HT)方案與BC選擇方案相比，HT選擇方案與發(fā)電廠設備結合較不緊密。如在圖46中更充 分地顯示，將FA流與PA流和SA流分開。HT方案涉及兩分區(qū)ΑΡΗ、用于預熱PA/SA流和FA 流的熱交換器、流化床干燥器(“FBD”)風機、流化床干燥器以及通過使用高溫廢氣加熱床 內熱交換器用的FA流和水的熱交換器。與BC方案類似，使用來自水蒸汽冷凝器的廢熱預熱PA+SA和FA流。這通過如下 方法實現(xiàn)將來自流的其余部分的一小部分熱的冷凝器冷卻水轉移，并且使它通過水/空 氣熱交換器，在該熱交換器中PA+SA和FA流被預熱至約100° F的溫度。然后將冷的冷卻 水循環(huán)回到塔中。這降低冷卻塔負荷，并且減小冷卻塔所需要的水量。
預熱的主要(PA+SA)流流過FD風機中，然后穿過其中將它們進一步加熱的ΑΡΗ。 將PA流與SA流分離，并且輸送到煤粉碎機中。將SA流輸送到鍋爐風箱中，在此處它被分 配到燃燒器中。 使預熱的FA流通過FGD風機，在此它的壓力增加至約40”。然后所述FA流通過空 氣/水熱交換器，其中將它的溫度增加至200-240° F的范圍。然后將加熱的FA流輸送到 其中流化并且干燥煤的流化床干燥器中。在以串聯(lián)排列安置的水/水熱交換器中加熱床內 熱交換器用水。在APH的上游從熱廢氣中提取用于兩種熱交換器的熱，在這種情況下，使用水或 其它適合的液體作為傳熱介質。其它更簡單的裝置是可以的。例如，通過將上述三種熱交 換器結合成一種組合的熱交換器，可以消除傳熱介質。在這種裝置中，F(xiàn)A流在組合熱交換 器的廢氣/FA部分被加熱，并且床內熱交換器用水在組合熱交換器的廢氣/水部分中被加 熱。但是，對于這種分析，熱交換器布置的詳情不重要。在通過熱交換器之后，更冷的廢氣流過其中將它進一步冷卻的兩分區(qū)ΑΡΗ。作為這 種熱交換器布置的結果，與其中在APH上游沒有熱提取的情況相比，離開APH的廢氣的溫度 更低。但是，因為進入APH的PA+SA流是通過使用來自冷凝器的廢熱預熱的，所以在APH的 冷端的金屬基體的溫度不太低，因而沒有因硫酸沉積導致的腐蝕增加以及傳熱表面堵塞增 加。預期與BC構造相比，可以通過HT布置實現(xiàn)的性能提高更小。初步計算結果證實 了這點。而且，因為可以將FA加熱至類似于BC構造的溫度，所以流化床干燥器的尺寸將與 BC構造類似或相同。在最初為東部煙煤(“ΕΒ”)設計，但是為了降低排放和/或操作成本，而不燃燒保 德河盆地煤(“PRB”)或PRB/EB煤混合物的發(fā)電廠，很可能要改進HT構造。構造C 低溫(LT)方案LT構造與HT選擇方案類似。如在圖47中更充分地顯示，主要差別是在APH下游 從廢氣中提取用于預熱FA流的熱量。將FA流與PA和SA流分離。LT構造也涉及兩分區(qū) ΑΡΗ、用于預熱PA/SA和FA流的熱交換器、FBD風機、流化床干燥器以及通過使用低溫廢氣 加熱床內熱交換器用的FA流和水的熱交換器。與BC和HT構造類似，使用來自水蒸汽冷凝器的廢熱預熱PA+SA和FA流。這通過 如下方法實現(xiàn)將來自流的其余部分的一小部分熱的冷凝器冷卻水轉移，并且使它通過水 /空氣熱交換器，在此將PA+SA和FA流預熱至約100° F的溫度。然后將冷的冷卻水循環(huán) 回到冷卻塔中。這降低冷卻塔負荷，并且減小冷卻塔所需要的水量。預熱的主(PA+SA)流流過FD風機，然后穿過其中將它們進一步加熱的ΑΡΗ。將PA 與SA分離，并且輸送到煤粉碎機中。將SA流輸送到鍋爐風箱中，在此它被分配到燃燒器中。
使被來自水蒸汽冷凝器的廢熱預熱的FA流通過FBD風機，在此將它的壓力增加至 約40”。然后使高壓FA流通過空氣/水熱交換器，其中將它的溫度增加到250+° F的范圍。 如果可利用廢工藝水蒸汽源，則可以使用水蒸汽-空氣加熱器(SAH)進一步提高FA流的溫 度，并且增加流化床干燥器的干燥容量。然后使加熱的FA流通過流化床熱交換器，在此處 它加熱床內熱交換器用的水。然后將更冷的FA流輸送到流化并且干燥煤的流化床干燥器 中。
因為在這種情況下，與BC和HT構造相比，用于床內熱交換器的FA流和熱水的溫 度更低，所以這將降低流化床干燥器的干燥容量。結果，與BC和HT構造相比，流化床干燥 器的尺寸更大。這將導致更大的FA需求和更高的FBD風機功率。而且，在干燥器中可以除 去的煤水分的量將更少。因此，與BC和HT構造相比，LT構造的性能更差。與HT方案相比，LT選擇方案沒有優(yōu)點。這是因為裝置幾乎相同，但是布置不同，而系統(tǒng)性能卻比BC和HT構造更低。HT和LT構造還可以組合，其中熱量在APH的上游和下游從廢氣中提取。還可以與 水蒸汽冷凝器的廢熱利用結合。盡管組合的HT/LT選擇方案增加了操作靈活性，但是需要 的設備的量與資本成本顯著增加。構造D 超低溫(ULT)方案在圖48中所示的ULT構造中，將FA流與PA+SA流分離，并且通過使用來自冷凝器 的廢熱加熱至約100° F的溫度。通過使熱的冷凝器冷卻水穿過熱交換器管循環(huán)，直接供應 用于床內熱交換器的熱量。這將導致約100° F的管表面溫度。在這種情況下不使用來自 廢氣的廢熱。因為與前述構造A、B和C相比，用于床內熱交換器的FA流和水的溫度明顯更低， 所以這將需要很大的FB干燥器。而且，干燥器的干燥容量和在干燥器中可以除去的煤水分 的量將顯著更低。但是，對于這種選擇方案，需要更少的設備，從而降低資本成本。在冬季期間，可以通過使用來自冷凝器的廢熱預熱進入APH的PA+SA流，從而改進 這種選擇方案。這可以消除使用工藝水蒸汽，以保持PA+SA流高于冷凍溫度。ULT方案的另一種可能的改進涉及使用SAH，所述SAH可以用于增加FA流的溫度 并且提高干燥器性能。在圖49中顯示了對根據構造B干燥器系統(tǒng)被干燥成不同的水分含量的褐煤 (825° F對650° F廢氣)和PRB (825° F廢氣)煤的鍋爐效率的影響。干煤使鍋爐更有 效率地燃燒。在這種情況下，實現(xiàn)鍋爐效率增加8%。在圖50中顯示在825° F的廢氣溫度下，四種不同的干燥器構造A、B、C和D對褐 煤的應用。低溫和超低溫構造(C和D)提供鍋爐效率的最大增加。在圖51中顯示了褐煤在使用四種不同構造的情況下和PRB煤在使用高溫構造的 情況下對從APH排出的廢氣溫度的影響。對于所有這些選擇方案，廢氣都在825° F下進入 ΑΡΗ。對于低溫構造(C)，實現(xiàn)最低的廢氣排出溫度(對于20%水分的煤，為210° F)。這 意味著在這種選擇方案的情況下，更有成效地使用包含在進入APH的廢氣中的熱含量。在圖52中顯示了褐煤和PRB煤對離開APH(ID風機進口)的廢氣流量的影響。當 在鍋爐中燃燒更低水分的煤時，產生更低的流量。因此，當使用干煤時，處理廢氣將需要更 小的洗滌器和沉淀器。此外，使用更低水平的能量，使抽吸廢氣需要的IP風機運行。在圖52中還顯示了不同水分含量的褐煤和PRB煤對進入鍋爐的空氣流量的影響。 在更低的水分含量下，還可以降低這種流量。因此，需要更小的風機，并且可以節(jié)省能量成 本。在圖53中顯示了對用于驅動二次空氣流的FD風機的功率需求的影響。在煤中的 水分含量更低時，這些功率需求略有下降，原因是空氣流量更小。在圖54中顯示了用于四種不同構造的褐煤，和PRB煤對用于驅動廢氣的ID風機的功率需求的影響。在這個方面實現(xiàn)了大得多的能量節(jié)省。此外，低溫構造C似乎提供了 最大的能量需求的下降。這是很顯著的，因為發(fā)電廠使用四種ID風機，從而使這些結果增 加四倍。在圖55中顯示了褐煤(825° F對650° F廢氣)和PRB煤(825° F廢氣)對煤 流量的影響。因為由干燥處理引起鍋爐的效率增加和煤重量的損失，所以需要的煤流量下 降。因此，無需將煤盡快輸送到鍋爐中以產生使發(fā)電廠運行必需的熱量。如圖56中所示，在煤水分越低時，使粉碎機運行需要的磨機功率越低。功率需求 的20%的下降得到實現(xiàn)。這種結果是顯著的，因為發(fā)電廠可能需要6-8個粉碎機來磨碎煤。
在圖57中顯示了用于干燥褐煤和PRB煤的不同干燥器構造對凈單位發(fā)熱量的影 響。凈單位發(fā)熱量與由干燥系統(tǒng)產生的鍋爐效率、渦輪機效率的增加和廠用電需求的降低 結合在一起。這顯示了發(fā)電所需的總能量。如圖58中所示，對于更低水分的煤，凈單位發(fā) 熱量降低。盡管基本方案也是好的，但是所述低溫構造提供最好的結果。圖59顯示了不同的干燥構造對從冷卻塔中排出的熱量的影響。因為一些熱的冷 凝器冷卻水已經被轉移以加熱風機室盤管，所以在冷卻塔中損失的熱量更少。所述超低溫 選擇方案提供最好的結果，而低溫選擇方案次之。這些結果全部證明在本發(fā)明的低溫干燥方法中使用在發(fā)電廠中可利用的廢熱源 干燥煤進料，顯著提高發(fā)電廠操作的效率。導致鍋爐效率、凈單位發(fā)熱量以及風機和磨機功 率全都得到提高。盡管這些提高的數(shù)量依賴于使用的具體煤干燥系統(tǒng)構造，但是褐煤水分 含量從38. 5%降低至20%導致發(fā)熱量提高到350-570BTU/kWh(3. 4-5. 4% )的范圍內。對 于PRB煤，性能提高略小，主要原因是用30%水分的PRB煤代替38. 5%水分含量的褐煤開 始。實施例V-中試干燥器煤顆粒分離結果在2003年的秋天和2004年的夏天，將超過200噸的褐煤在由北達科他州 Underwood的Great River Energy建造的中試流化床煤干燥器中進行干燥。干燥器容量為 2噸/小時，并且是為了以下目的而設計的確定采用低溫廢熱干燥北達科他州褐煤的經濟 性，以及確定利用流化床的重力分離能力而富集雜質比如汞、灰分和硫的有效性。進出干燥器的煤流包括原煤進料、處理過的煤流、淘洗煤粉流和分離流。在試驗過 程中，將樣品煤從這些流中取出，并分析水分、熱值、硫、灰分和汞。將一些樣品進行過篩，并 且對各種不同的粒度部分進行進一步的分析。用儀表裝備中試煤干燥器以允許在各種操作條件下的干燥速率的實驗測定。數(shù)據 收集系統(tǒng)允許干燥器儀表以1分鐘為基準進行記錄。所安裝的儀表足以操作對系統(tǒng)進行質 量和能量平衡計算。中試干燥器的主要部件是煤篩、煤輸送設備、儲倉、流化床干燥器、空氣輸送和加 熱系統(tǒng)、床內熱交換器、環(huán)境控制器(集塵器)、儀表和控制和數(shù)據采集系統(tǒng)(參見圖28)。 螺旋推進加料器用于將煤供給至干燥器并且將產物從干燥器中輸出。螺旋進料器用于控 制進料速率并且對進出干燥器的煤流提供氣鎖。在煤燃燒器上的測壓元件提供輸入干燥 器的流量和總煤輸入量。分離流和集塵器淘洗物被收集在運輸斗中，并且該運輸斗在試驗 前后進行稱重。輸出產物流被收集在重力拖車中，該重力拖車裝備有天平。煤進料系統(tǒng)被 設計成以高達8000磅/小時將小于1/4的煤供給至干燥器?？諝庀到y(tǒng)被設計成以40英寸的水供給6000SCFM?？諝饧訜岜P管輸入量為438，OOOBTU/小時，而床盤管的輸入量為約 250，000BTU/小時。這些熱量和空氣流量足以移除約655磅/小時的水。
典型的實驗包括用18，000磅低于1/4”的煤填充煤倉。將所述運輸斗倒空，并且 記錄重力拖車天平的讀數(shù)。在填充料倉的同時，或在相同時間間隔的實驗過程中，收集在 進料上的煤樣品作為集塵器、分離流和重力拖車的樣品(通常在實現(xiàn)穩(wěn)態(tài)之后每隔30分 鐘)。然后，啟動集塵器和所有產物推進加料器以及氣鎖。啟動空氣供給風機，并將其設定 為5000scfm。然后，開始向干燥器供給煤，并且在高速下運行，以填充該干燥器。一旦在干 燥器中建立床之后，升高空氣溫度，調節(jié)對床的盤管的加熱，并且將空氣流量調節(jié)到所需的 值。然后，實驗運行2-3小時的時間。一次試驗運行8小時。實驗之后，將運輸斗進行稱重， 記錄重力拖車的天平讀數(shù)。將來自試驗的儀表讀數(shù)轉換成excel電子數(shù)據表，并且將煤樣 品帶到實驗室進行分析。然后，將運輸斗和重力拖車倒空，準備下一次的實驗。在2003年秋天，在39次不同的試驗中，將150噸褐煤送入分配器面積為23. 5ft2 的單級中試干燥器。煤以3000至5000磅/小時的速率被送入流化床內。空氣流量從 4400 (3. 1英尺/秒)變化到5400 (3. 8英尺/秒)scfm。煤中的水分降低是進料速率和輸 入干燥器的熱的函數(shù)。在200° F的設計水溫下，第一中試組件(module)具有除去約655 磅/小時的水的能力。煤以83. 3磅/分鐘進料時，預期水的除去速率為0. 13磅/磅煤。在2004年的夏天，將干燥器改進為兩級以改善非流化顆粒的去除，并且安裝更大 的床盤管。在改進干燥器組件之后，在除水速率為1100磅/小時的情況下，干燥容量增加 到約750，000BTU/小時。將另外50噸的煤在新的組件中干燥。改進的組件也允許收集離 開第一級的分離流。分離流是從第一級底部移出的非流化的材料。它主要由在第一級中重 力分離出的過大和更高密度的材料構成。總的分配板面積為22. 5ft2。表2顯示了用于干燥器進料、淘洗、分離流和產物流的煤質量。數(shù)據表明淘洗流中 的汞和灰分多，分離流中的汞和硫多，而產物流在熱值、汞、灰分和#S02/mBTU方面得到了顯 著的改善。淘洗流主要低于40目，而分離流高于8目。表2 煤進料質量與產物流試驗44 因此，試驗44將煤產物流中的汞和硫分別降低了 40 %和15 %。
圖29顯示了在床內的六個位置上測得的床溫，以及出口空氣的溫度的時間變化。 使用該信息以及關于煤的水分含量的信息(從煤樣品中得到)，以接近干燥器的質量和能 量平衡，并確定從煤中除去的水分量。圖30顯示了使用改進的中試干燥器進行7次試驗的分離流產物的組成。試驗41 具有最好的結果，其中分離流含有48%的硫和汞，并且只有23%的Btu和25%的重量。實施例IV- —㈣更大顆粒的分離結果 在2004年9月和12月之間，將115噸加拿大褐煤在位于北達科他州Underwood的 改進的兩級中試干燥器中進行干燥。在日常試驗過程中，3至20噸的材料以2000-7000磅 /小時的流量穿過所述干燥器。這樣由31%水分的進料生產出水分含量為15-24%的煤。在煤倉上的測壓元件提供輸入干燥器內的流量和總的煤輸入量。分離流和集塵器 淘洗物被收集在運輸斗中，并且該運輸斗在每一次試驗前后都進行稱重。輸出產物流被收 集在重力拖車中，該重力拖車裝備有天平。煤進料系統(tǒng)被設計成以高達8000磅/小時將低 于1/4的煤顆粒供給至干燥器。空氣系統(tǒng)被設計成以40英寸的水供給6000SCFM。對干燥 器施加438，000BTU/小時的空氣加熱盤管輸入量以及約500，000BTU/小時的床盤管輸入 量。取決于周圍條件以及加熱流體的溫度，這些熱量和空氣流量足以移除約900磅/小時 的水。在7000磅/小時的流量下，干燥器輸出典型地為20%的陶洗和分離流，以及80% 的產物，其中它們的百分比隨著到干燥器的煤流的減少而增加。在試驗過程中，從每一種流 收集樣品，并且使樣品與輸入進料相比。分離流(“SS”)流量通常被設定為420-840磅/ 小時。當?shù)礁稍锲鞯牧髁勘唤档蜁r，這變成百分比更大的輸出流。當煤流量被降低時，陶洗 流也傾向于隨輸出百分比而增加。這種情況歸因于在水分含量更低的情況下在干燥器中的 停留時間更長以及消耗更高。典型的試驗包括用18，000磅小于1/4英寸的煤填充煤倉。首先將源自加拿大1 號礦的褐煤粉碎到小于2-英寸。然后，將該材料過篩，將小于1/4-英寸的材料(50% )放 置在一堆，而將超過1/4-英寸的材料(50% )放在另一堆。然后，用鏟斗從這兩堆中交替 加入，以充填中試干燥器。超過1/4-英寸的材料在被供給至料倉之前經過粉碎機，而小于 1/4-英寸的材料直接加入。源自加拿大2號礦的褐煤直接通過粉碎機，并且在不過篩的情 況下進入中試料倉。從相應的進料堆中收集進料的煤樣品。在達到穩(wěn)態(tài)之后，每隔30分鐘 采出集塵器(“DC”)、分離流(“SS”)、和重力拖車(“GT”)的樣品。當大量的1號礦的煤 穿過干燥器時，每天用谷粒取樣器對重力拖車、DC運輸斗以及UC運輸斗進行取樣。將運輸斗倒空，并且記錄重力天平的讀數(shù)。然后，啟動集塵器和所有產物推進加料 器及氣鎖。啟動空氣供給風機，并將其設定為約5000SCFM。然后，開始向干燥器供給煤，并 且在高速下運行，以填充該干燥器。一旦在干燥器中建立床之后，升高空氣溫度，調節(jié)進入 床盤管的加熱水，并且將空氣流量調節(jié)到所需的值。然后，試驗運行2-7小時的時間。在試 驗之間，床并不是總是空的，并且在產物中所占材料額定為3000磅。表3-4列出了加拿大褐煤試驗的結果。表3包含干燥器的輸入量、總量或輸出流， 它們是基于總水分和輸入量的變化的實際值及計算值。表4包含關于1號礦的煤試驗用的 三種輸出流的數(shù)據。表3 試驗概括
表4 1號礦煤試驗52、57和59結果 試驗52、57、58和59是對1號礦的煤進行的。試驗58是對照試驗，而對于試驗 52,57和59，在干燥器操作過程中，料倉被煤填充。試驗52是為了將煤中的水除去約25%以及隨后將煤打包運輸?shù)紾TI以進行進一 步的試驗而進行的。在這種試驗過程中，本發(fā)明人以對干燥器供給材料相同的時間填充料 倉，因而難于追蹤輸入量。對于這次試驗，通過校正返回到煤進料的總水分的總輸出量，估 算輸入量。試驗52在三周期限內進行了單獨的六天。在試驗的第二天之后，床沒有堆積， 并且在兩天多內，煤以相當干的條件殘留在干燥器中。這種煤在SS運輸斗以及在干燥器床 中開始悶燒。當干燥器啟動時，發(fā)生引燃，并且?guī)讉€防爆板需要更換。當裝置被關閉時，煤 的非常干的條件和煤擱置的時間以及床的溫度都促成了這個問題。在沒有適當冷卻的情況 下，本發(fā)明人不再繼續(xù)將煤留在干燥器床中，時間為不超過1天。這樣似乎消除了該問題。試驗57、58和59都是一天試驗。在試驗57和59的過程中，煤在干燥器操作過程 中加入到料倉中，并且本發(fā)明人需要估測煤的進料。試驗57在約7000磅/小時的煤進口 流量下進行。試驗58和59在約5000磅/小時的進口煤流量下進行。12月初期更冷的溫 度降低了干燥器的容量。試驗59中，汞分析儀發(fā)生故障。表4的結果提供良好的證明，即，分離流能夠除去煤進料流中的大量的硫和汞，同 時保持煤進料流的熱值。實施例VII-原型系統(tǒng)結果在Coal Creek采用的原型煤干燥系統(tǒng)基于使用來自水蒸汽冷凝器和熱廢氣的廢 熱以加熱用于煤干燥的空氣。工藝流程圖示意性地示于圖60中。由Great River Energy (〃 GRE 〃 )組建的設計隊伍設計原型煤干燥系統(tǒng)和FBD。 由熱水源間接地加熱流化/干燥空氣，所述的熱水源用來模擬將來自主冷卻水流的部分熱 冷卻水的轉移并且使其通過水/空氣熱交換器(風機室盤管)，以提高在空氣預熱器(APH) 進口處的空氣的溫度。將稱作冷PA流的部分一次空氣(PA)流在風機室盤管的下游和APH的上游從主PA 流中取出。余下的PA流過APH，在此其溫度被升高。將稱作熱PA流的部分PA流在下游從 APH取出。余下部分的PA流至磨煤機。熱PA流過空氣/水熱交換器，在此它與循環(huán)通過浸漬在流化床中的熱交換器(床內熱交換器)的水交換熱量。在與循環(huán)水交換熱量后，溫的PA與冷PA在混合箱1和2(MB1 和2)中混合。這兩種PA流的混合物形成用于煤干燥器第一和第二級的流化/干燥空氣流。 采用此原型設計，可以通過改變冷和熱PA流動流的比率而改變流化/干燥空氣流的溫度。此裝置使得可以將流化/干燥空氣的溫度和到床內熱交換器的熱循環(huán)水的溫度 從110° F的水平提高到200° F以上。此顯著的溫度升高對于流化/干燥空氣的流量和 FBD分配器尺寸以及床內熱交換器的尺寸具有非常積極的影響，它們隨著流化空氣和熱源 的溫度的升高而降低。FBD需要的熱PA流與磨機需要的PA流一起流過ΑΡΗ。這增加了總PA流，并且進 而全部空氣流過ΑΡΗ。結果，APH冷卻容量和APH容量比的比率(X-比率)增加，并且在APH 出口處的廢氣溫度被降低。較低的出口廢氣溫度進一步提高了鍋爐效率和單位性能。將用于干燥器的煤進料從現(xiàn)有的28號煤倉供應。濕煤(進料流)通過振動煤進 料器進料至煤粉碎機，并且粉碎和篩分至-1/4〃。將粉碎的煤由振動篩進行篩分，并且輸送 至干燥器進口料斗。兩個旋轉煤進料器(氣鎖)將煤進料到FBD的第一級。采用旁通輸送 器，將過篩旁通流與離開干燥器的產物流混合。兩種流的混合發(fā)生在煤采樣位置的下游。
將離開干燥器的干燥煤(產物流)貯存在26號煤倉，供給煤磨機26。煤輸送器和 斗式提升機用來將干燥的煤輸送至26號煤倉。在產物流從干燥器輸送至煤倉時，其冷卻， 并且其溫度下降約10° F。以組件方式設計原型煤_干燥系統(tǒng)，以允許煤的遞增干燥。每個煤干燥組件將干 燥總煤流的一部分，并且還包括環(huán)境控制器(用于灰塵控制的袋濾室)。工作中采用全部四 個煤-干燥組件，可以干燥100%的煤進料。在流化床內，由熱流化空氣完成煤的流化和加熱以及煤水分的去除?？諝饬髟谄?向上流過煤床時被冷卻和增濕?？梢詮囊蚜骰旱拇仓谐サ乃值牧渴艿搅骰諝饬鞯?干燥容量的限制。通過由床內熱交換器供應另外的熱量給床，可以提高流化空氣流的干燥 容量。床內熱交換器不僅提高流化空氣流的干燥容量，而且它還降低完成需要的煤干燥程 度所需的干燥空氣的量。采用充足的床內傳熱表面，可以將流化/干燥空氣流降低至與1 至1. 2m/s的表觀流化速度相應的值。原型干燥器設計數(shù)據總結于表5中?？偡峙淦髅娣e為308ft2，并且總床內熱交換 器面積為8，636ft2。干燥器通過使用305klbs/hr的空氣流化，導致表觀流化速度在1. 0至 1. 2m/s范圍內。如表5中的數(shù)據所示，單個床盤管的傳熱面積，根據它們的設計，從1，144變化至 1，982ft2。由GRE和Barr工程師在實驗上確定翅管的平均傳熱系數(shù)為18Btu/hr-ft2-° F。表5 原型干燥器設計數(shù)據 由試驗級流量計測量的通過全部床盤管的循環(huán)水的流量為約1，600gpm(758klbs/ hr)。由工廠流量計指示的值低約14% (即，650klbs/hr)。在從2006年3月22日至5月12日的時間期間，在基線煤進料速率為75t/hr、流 化空氣溫度在165至190° F范圍內并且平均床盤管溫度為210° F的受控條件下，進行16 次干燥器性能試驗。在這些操作條件下，輸入到干燥器的床內熱量在15至16MBtu/hr范圍 內。圖61和62中示出了測量的和預測(模擬)的干燥器性能的比較。作為流化空氣 溫度的函數(shù)，在產物流中測量的總水分含量示于圖61中。干燥器模擬結果由實線表示。如 圖61所示，在測量和預測的產物水分含量之間存在非常好的一致。結果還表明用相對低的 流化空氣溫度操作原型干燥器。提高流化溫度將對干燥器性能具有積極影響。圖62比較了原型干燥器中測量和預測的煤水分降低量。除了幾個試驗點之外，在 測量值和模擬之間存在非常好的一致。通過用等于或高于180° F的流化溫度操作原型干 燥器，容易地達到8. 45%的目標水分去除水平。
在受控的干燥器試驗過程中在進料和產物流中測量的總煤水分(TM)和高熱值 (HHV)總結于表6中，并且示于圖63和64中。與其它試驗相比，試驗16的結果顯示出低得 多的TM含量和更高的HHV值，因此沒有包括在數(shù)據的統(tǒng)計分析中。結果表明平均水分降 低量為8. 08士0.42%。HHV平均提高727士62Btu/lb。表6中的隨機誤差表示95%置信區(qū) 間。在受控的試驗過程中TM和HHV的變化示于圖63和64中。HHV的提高和總煤水分的降 低示于圖65中。 表6 干燥器性能試驗煤水分和HHV
注試驗16的數(shù)據被認為是異常值并且沒有包括在計算的平均和標準偏差值中。對于從2006年3月至4月的時間期間的正常干燥器操作過程中，收集煤質量數(shù) 據。結果示于表7和圖66和67中。表7 正常干燥器性能煤水分和HHV 在正常干燥器操作過程中達到的平均水分降低量為8. 23士0.6%。這幾乎等于 在受控性能試驗過程中實現(xiàn)的總水分降低。在正常干燥器操作過程中HHV的提高量為 752 士 74Btu/lb。在數(shù)據的精度內，這與在受控干燥器性能試驗過程中實現(xiàn)的HHV的提高量 相同。這表明在受控試驗過程中測量的干燥器性能可以長期持續(xù)。對于原型干燥器的最大設計煤進料速率為112. 5噸/小時。在工作中采用四個干 燥器，每個都在最大進料速率下操作，可以對在Coal Creek的Unit 2的全部滿負荷煤進料 (450t/hr)進行干燥。從2006年6月21至23日進行三次最大容量試驗(CT1，CT2和CT3)，其中將煤進 料速率從75t/hr的基線值首先增加到90t/hr，并且最后增加到lOlt/hr的最大值。煤輸送系統(tǒng)和集塵器風機功率對最大煤進料速度有限制，其比設計值低10%。最大容量試驗數(shù)據總結于表8-10中。示于表8中的干燥器的操作條件表明流 化空氣和循環(huán)水的進口溫度被提高至高于基線值，以容納到干燥器的更高煤進料。采用在 lOlt/hr的最大煤進料速率，流化空氣溫度比基線操作高40° F，而循環(huán)水溫度高20° F。 這是通過提高到混合箱1和2的熱PA流量實現(xiàn)的。采用在lOlt/hr的進料速率，干燥的煤 占鍋爐的總煤進料的21%。
表8 最大容量試驗_干燥器操作條件 表10 最大容量試驗-HHV的提高 在最大容量試驗中實現(xiàn)的煤水分減少量總結于表9中。結果表明實現(xiàn)了 7至9 個百分比點范圍(20-26%相對值)的煤水分降低量。鍋爐的煤進料中的平均煤水分(干燥 煤和濕煤的混合物)在1.3-1. 7%范圍內。如表10中所示，在原型煤干燥器中將水分從煤中除去時，提高了煤HHV。實現(xiàn)的 HHV提高量為875至1，280Btu/lb范圍，或14至21 %。鍋爐煤進料的HHV提高量為160至 270Btu/lb 范圍，或 2. 6-4. 4% 不可流化材料沉到第一干燥器級的底部并且通過機械驅動的推進加料器和鎖、門 和洗滌箱的系統(tǒng)以分離流形式從干燥器中除去。從分離流中取樣，并且分析，以確定其組 成。對于基線煤進料流量，結果示于表11和12和圖68至71中。將從在5月_6月時間期間收集的樣品中測定的進料、產物和分離流的總水分、硫 和汞含量以及HHV總結于表11中。雖然與進料流相比，產物流的總水分含量顯著更低并且 其HHV更高，但是底切流的水分含量和HHV類似于進料流。這些實驗發(fā)現(xiàn)與干燥器模擬結 果一致，其表明在干燥器中除去的總水分中的僅10%是在第一級中除去的。表12列出了分離流按進料流的百分比計的硫、汞和HHV。結果表明，進入干燥器 中的進料流中的約30%的硫和汞在第一級中被除去并且作為分離流排出。分離流還含有 約10%的進口 HHV。需要將分離流另外處理以進一步富集硫和汞，并且降低HHV含量。分 離流處理將被結合到商用煤干燥系統(tǒng)中。在最大干燥器容量試驗中還收集分離流樣品。在這些試驗期間，門循環(huán)時間參數(shù)從7變化至15秒，以提高第一級的分離特性。表11 進料、產物和分離流的組成(2006年5至6月) 表12 由第一級除去的硫和汞以及分離流的HHV含量
對于16對性能試驗，由工廠CEM測量的NOx和SOx排放、廢氣流量和廢氣CO2組成 總結于表13中。如上面論述的，燃燒部分干燥的煤導致更低的廢氣流量。對于在干燥器性 能試驗中實現(xiàn)的1. 14%的煤水分降低量，廢氣質量流量的降低量為0. 55%。表13 由工廠CEM測量的NOx和SOx排放、煙道流量和廢氣CO2濃度 在成對性能試驗過程中測量的NOx質量排放的7. 5%平均值降低量(圖72)顯著 高于廢氣流量的百分比降低量。此NOx排放的降低量不能由更低的廢氣流量來解釋。而是， 它歸因于到26號磨機的更低一次空氣流量，26號磨機處理部分干燥的煤。從由ERC和GRE 工程師在Coal Creek于1997年進行的燃燒優(yōu)化試驗中，知道在此工廠的NOx排放對一次 空氣流量相當敏感；NOx隨著一次空氣流量降低而降低。采用部分干燥的煤，到26號磨機的一次空氣流量平均從355降低至310klbs/hr，即降低12%。對磨煤機的改造將允許將一次 空氣流量更多地降低至255klbs/hr。這預期導致NOx排放的進一步降低。
在工作中采用商用煤干燥系統(tǒng)，即采用100%干燥的煤傳送至磨煤機并且降低到 磨機的PA流量，預期NOx排放的降低量超過10%。在一系列16對參數(shù)試驗的過程中測量的用部分干燥的煤測定的SOx排放的降低 量為約0. 8% (表14和圖73)。試驗14中的紅色條表示不好的讀數(shù)。圖73中所示的記載的工廠數(shù)據和結果的更密切檢查針對關于在試驗12至14過 程中發(fā)生的SOx測量的問題，其中在用部分干燥的煤的情況下，與濕煤相比，測量的SOx排放 更多。這些不一致性由不正常工作的SOx監(jiān)測器來解釋，所述SOx監(jiān)測器對試驗12至14提 供不可靠的SOx讀數(shù)。最初的11對試驗和全部16對試驗的結果的比較表明SOx降低量的 顯著差異(對于最初11對試驗為1.9%，而對于全部16對試驗為0.8%)。因此，有理由認 為用部分干燥的煤實現(xiàn)的SOx排放的實際降低量在1.9%范圍內。SOx排放的百分比降低量大于廢氣質量流量的降低百分比。這是因為采用更低的 廢氣流量，繞過洗滌器的廢氣減少(CCS是部分洗滌單元)，導致更高的SOx去除。采用在鍋 爐中燃燒的100%部分干燥的煤，到濕洗滌器的廢氣流量估計將降低4%。與通過使用雙邊 緣APH密封實現(xiàn)的更低APH泄漏組合，洗滌的廢氣流量的百分比將進一步降低，接近零洗滌 器旁通構造。這將導致SOx排放的另外降低。由于在第一干燥器級中發(fā)生的重力分離，分離流中的硫濃度為產物和進料流中的 硫濃度的3倍。分離流中硫含量的此提高可以由以下的事實解釋密度高于煤的黃鐵礦在 第一干燥器級中分離出來。對于在CCS的原型煤干燥系統(tǒng)的本發(fā)明構造，將分離流返回并 且與來自煤干燥器的產物流混合。因此，沒有實現(xiàn)在第一干燥器級中硫除去的益處，并且測 量到的SOx排放的降低完全是由于更低的廢氣和洗滌器旁通流量。設計商用煤干燥系統(tǒng)以進一步處理分離流。處理后，分離流將不與來自商用干燥 器的產流混合。在分離流占干燥器進料的5-10%的情況下，到鍋爐的硫的質量流量的降低 量將在7-12%范圍內。通過將由于更低的洗滌器旁通導致的降低和更低的鍋爐的硫輸入量 組合，預期在100%容量下操作的CCS用商用煤干燥系統(tǒng)可以實現(xiàn)的SOx排放的潛在降低量 在12-17%范圍內。CO2質量排放的降低與單位性能(凈單位發(fā)熱量)的提高成正比。對于8. 5%的 目標水分降低量和工作中的風機室盤管，CO2排放的預期降低量為約2. 4%。在CCS的成對性能試驗過程中實現(xiàn)的Hg排放的降低與單位性能提高成正比，并且 估計在0.4%范圍內。與產物和進料流相比，來自第一干燥器級的分離流含有約3. 5至4倍多的Hg(參 見，圖74-75)。在分離流中Hg含量的此提高可以由以下事實解釋對于Falkirk褐煤，相 當大部分的汞結合到黃鐵礦上，所述的黃鐵礦在第一干燥器級被分離出來。采用在CCS的原型煤干燥系統(tǒng)的本發(fā)明構造，將分離流返回到來自煤干燥器的產 物流。因此，沒有實現(xiàn)第一干燥器級中Hg去除對Hg排放的益處。設計商用煤干燥系統(tǒng)以進一步處理分離流。處理后，分離流將不與來自商用干燥 器的產流混合，并且將不在CCS鍋爐中燃燒。在分離流占干燥器進料的5-10%的情況下，到 鍋爐的汞的質量流量的降低量估計將在13-25%范圍內(參見，圖74-75)。
在許多其它的因素中，汞生成受到廢氣水分含量和停留時間的影響。在除去8. 5% 的目標水分的情況下，與使用濕煤的情況相比，廢氣水分含量低2. 5個百分點。根據圖76 中所示的理論氣相結果，這將導致在廢氣中元素汞Hg。降低約20%。換言之，使用部分干 燥的煤，與濕煤相比，多約20%的元素汞將被氧化。被氧化的汞Hg+2是水溶性的并且可以 在濕洗滌器中除去。而且，停留時間的增加對汞氧化具有積極影響。但是，此影響小，按1秒的停留時 間增量計約為1%。采用部分干燥的煤，由于更低的流量，停留時間將增加。
在CCS的總氣相汞濃度在15至18mg/Nm3范圍內。這有利地相當于由煤中的汞含 量和廢氣流量計算的廢氣Hg濃度。此外，在CCS的約65% (12mg/Nm3)的氣相汞是元素汞 Hg0。假定由更低的水分含量和增加的停留時間引起的元素汞的相對降低量為20%，廢氣 流中的Hg。降低量將為13%，或約2. 3mg/Nm3，條件是在濕洗滌器中去除98% Hg。通過將由于流化床煤干燥器中的重力分離導致的煤汞含量降低(13-25% )和由 于廢氣水分含量更低導致的Hg。降低(13%)組合，預期在CCS采用100%容量下操作的商 用煤干燥系統(tǒng)可以實現(xiàn)的Hg排放的總降低量在25-35%范圍內。上述的說明書、附圖和實施例提供了對本發(fā)明粒狀材料分離器的結構和操作的完 整描述。然而，本發(fā)明能夠在不背離本發(fā)明的精神和范圍的情況下用于各種其它組合、改 進、實施方案和環(huán)境。例如，它可以與直接或間接熱源、流化或非流化床以及單級或多級的任意組合使 用。而且，在本發(fā)明中描述的干燥方法并沒有被限制于提高要在公用事業(yè)或工業(yè)鍋爐中燃 燒的煤的質量，而是也可以被應用于干燥用于玻璃、鋁、紙漿和紙及其它工業(yè)的粒狀材料。 例如，在玻璃工業(yè)中用作原料的砂可以在其被供給至玻璃燃燒室之前，通過使用從燃燒室 煙道排出的廢氣獲取的廢熱的流化床干燥器進行干燥和預熱。這樣將提高玻璃制造工藝中 的熱效率。作為另一個實例，在鋁生產中可以使用流化床干燥器作為煅燒爐。為了從原料鋁 土礦中提煉鋁，必要時將礦石破碎并過篩，以除去大的雜質比如石頭。然后，將粉碎的鋁土 礦混合在蒸煮器中的熱苛性鈉溶液中。這樣使水合氧化鋁從礦石中溶出。在紅泥殘留物通 過傾析和過濾除去之后，將苛性堿溶液用管導入被稱為沉淀器的大槽中，水合氧化鋁在該 槽中結晶。然后，將水合物過濾，并送入煅燒爐，從而干燥并且在非常高的溫度下，轉變成被 稱為氧化鋁的細小白色粉末。本發(fā)明可以在這種或類似的工藝中被用作煅燒爐。作為用于說明目的的再一個實例，廢熱源能夠被應用于用來使西紅柿或其它作物 生長的溫室。因此，說明書并不意在將本發(fā)明限制為被公開的具體形式。因此，說明書并不意在將本發(fā)明限制為被公開的具體形式。
權利要求
一種用于在工廠操作中熱處理進料、副產物或產物流的方法，所述的工廠操作產生至少兩種不同類型的廢熱，該方法包括(a)提供用于接收所述進料、副產物或產物流的熱處理裝置，所述熱處理裝置包括用于接收將要施加給所述進料、副產物或產物流的至少兩種不同熱源的裝置；(b)提供操作性連接到熱混合器的第一熱交換器，所述的熱混合器操作性連接到所述的熱處理裝置；(c)將第一廢熱源提供給第一熱交換器，由此將包含在第一廢熱源內的熱含量作為熱源之一傳遞給所述的熱混合器；(d)提供操作性連接到所述熱混合器的第二熱交換器；(e)將與第一廢熱源不同類型的第二廢熱源提供給第二熱交換器，由此將包含在第二廢熱源內的熱含量作為第二熱源傳遞給所述的熱混合器；(f)將第一熱源和第二熱源在所述熱混合器內混合，以產生具有預定溫度特征的合并熱源；(g)將所述進料、副產物或產物流在暴露于所述合并熱源下的所述熱處理裝置內保持足夠的持續(xù)時間，以實現(xiàn)需要程度的熱處理；和(h)從所述熱處理裝置中移出所述進料、副產物或產物流。
2.權利要求1所述的方法，其中所述熱混合器包括用于混合第一熱源和第二熱源的混合才苜。
3.權利要求1所述的方法，其中所述熱混合器包括傳熱回路，所述傳熱回路包括第三 熱交換器和第四熱交換器，其中將第一熱源提供給第三熱交換器，并且將第二熱源提供給 第四熱交換器。
4.權利要求1所述的方法，該方法還包括通過被提供另一種熱源的聯(lián)合熱交換器，將 至少一種另外的熱源傳遞給所述熱處理裝置。
5.權利要求4所述的方法，其中所述另一種熱源是廢熱源。
6.權利要求4所述的方法，其中所述另一種熱源是主熱源。
7.權利要求1所述的方法，該方法還包括將第一熱源、第二熱源或所述合并熱源傳 遞給位于所述熱處理裝置內的另一個熱交換器，用于預熱供應給所述熱處理裝置的所述進 料、副產物或產物流。
8.權利要求1所述的方法，該方法還包括將冷卻器操作性連接到所述熱處理裝置的 下游端，其中在足夠的時間內將熱處理后的進料、副產物或產物通過所述熱處理裝置傳遞 給所述冷卻器，以將熱處理后的產物降低至預定的溫度。
9.權利要求7所述的方法，其中所述冷卻器構成所述熱處理裝置的組成部分。
10.權利要求7所述的方法，其中所述冷卻器包括獨立的冷卻裝置。
11.權利要求1所述的方法，其中所述熱處理裝置包括固定床干燥器。
12.權利要求1所述的方法，其中所述熱處理裝置包括利用流化介質的流化床干燥器。
13.權利要求11所述的方法，其中將流化介質供應給所述流化床干燥器，所述流化床 干燥器被由所述熱混合器傳遞的所述合并熱源加熱。
14.權利要求8所述的方法，該方法還包括將流化介質在預定溫度下傳遞給所述冷卻o
15.權利要求14所述的方法，其中所述流化介質的所述預定溫度是采用至少一種廢熱 源通過處理而實現(xiàn)的。
16.權利要求1所述的方法，其中所述廢熱源選自由以下各項組成的組熱冷凝器冷卻 水、熱煙道氣、熱廢氣、廢工藝流和來自操作設備的廢熱。
17.權利要求1所述的方法，其中所述產物是煤。
18.權利要求17所述的方法，其中所述煤產物是褐煤。
19.權利要求17所述的方法，其中所述煤產物是次煙煤。
20.權利要求17所述的方法，其中所述熱處理工序包括降低所述煤中的水分含量。
21.權利要求20所述的方法，其中所述煤產物是其水分含量降低約20-26%(約7-9 個百分點)的褐煤。
22.權利要求1所述的方法，其中由所述合并熱源傳遞給所述熱處理裝置的溫度不超 過約300° F。
23.權利要求1所述的方法，其中所述工廠操作是發(fā)電廠。
24.權利要求23所述的方法，其中傳遞給第一熱交換器和第二熱交換器的所述廢熱源 構成所述工廠操作內的相同廢熱源。
25.權利要求12所述的方法，其中所述流化介質包括空氣。
26.權利要求12所述的方法，其中所述流化介質包括水蒸汽。
27.權利要求12所述的方法，其中所述流化介質包括惰性氣體。
28.權利要求1所述的方法，其中在大氣存在下，在所述熱處理裝置中，處理所述進料、 副產物或產物流材料。
29.權利要求1所述的方法，其中在沒有惰性氣體的情況下，在所述熱處理裝置中，處 理所述進料、副產物或產物流材料。
30.權利要求1所述的方法，其中在不將水蒸汽傳遞給所述熱處理裝置的情況下，在所 述熱處理裝置中處理所述進料、副產物或產物流材料。
31.權利要求20所述的方法，其中燃燒所述水分減少的煤，以產生約14-21%的高熱值 (HHV)增量。
32.一種用于在工廠操作中熱處理粒狀材料的方法，所述的工廠操作產生至少兩種廢 熱源，該方法包括(a)提供用于接收所述粒狀材料的干燥器，所述干燥器包括用于接收將要施加給所述 粒狀材料的至少兩種熱源；(b)提供操作性連接到熱混合器的第一熱交換器，所述的熱混合器操作性連接到所述 干燥器；(c)將第一廢熱源提供給第一熱交換器，由此將包含在第一廢熱源內的熱含量作為熱 源之一傳遞給所述熱混合器；(d)提供操作性連接到所述熱混合器的第二熱交換器；(e)將與第一熱源不同溫度的第二廢熱源提供給第二熱交換器，由此將包含在第二廢 熱源內的熱含量作為第二熱源傳遞給所述熱混合器；(f)將第一熱源和第二熱源在所述熱混合器中混合，以產生具有不超過約300°F的預 定溫度特征的合并熱源；(g)將所述粒狀材料在暴露于所述合并熱源下的所述干燥器內保持足夠的持續(xù)時間， 以實現(xiàn)需要程度的熱處理；和(h)從所述熱處理裝置中移出所述產物。
33.一種用于按密度和/或大小分離粒狀材料以富集從粒狀材料進料流中分離的污染 物的裝置，所述裝置包括(a)流化床，所述流化床具有用于接收所述粒狀材料進料的接收進口、用于接收流化流 的入口、用于排放已流化粒狀材料產物流的排放出口、和用于排放非流化粒狀材料流的排 放出口 ；(b)溫度為約300°F以下的流化流源，所述流化流源操作性連接到所述入口，以將所 述流化流引入到所述流化床中，從而實現(xiàn)所述已流化粒狀材料產物流與所述非流化粒狀材 料流的分離；(c)接收裝置，所述接收裝置用于接收從所述流化床排放的所述已流化粒狀材料產物 流；和(d)輸送器裝置，所述的輸送器裝置用于將在所述流化床內的所述非流化粒狀材料通 過所述排放出口傳送到接收裝置；(e)其中相對于所述粒狀材料進料流，所述已流化粒狀材料產物流含有減少的污染物， 并且相對于所述粒狀材料進料流，所述非流化粒狀材料流含有增加的污染物。
34.權利要求33所述的粒狀材料分離裝置，其中所述粒狀材料是煤。
35.權利要求34所述的粒狀材料分離裝置，其中所述煤材料是褐煤。
36.權利要求34所述的粒狀材料分離裝置，其中所述煤材料是次煙煤。
37.權利要求34所述的粒狀材料分離裝置，其中所述污染物選自由以下各項組成的 組飛灰、硫、汞和灰分。
38.權利要求37所述的粒狀材料分離裝置，其中非流化煤粒狀材料流含有約21-46% 的汞，所述的汞最初包含于煤粒狀材料進料流中，從已流化的煤粒狀產物流中被除去。
39.權利要求37所述的粒狀材料分離裝置，其中非流化煤粒狀材料流含有約19-36% 的硫，所述的硫最初包含于煤粒狀材料進料流中，從已流化的煤粒狀產物流中被除去。
40.權利要求37所述的粒狀材料分離裝置，其中非流化煤粒狀材料流含有約23-43% 的飛灰，所述的飛灰最初包含于煤粒狀材料進料流中，從已流化的煤粒狀產物流中被除去。
41.權利要求34所述的粒狀材料分離裝置，其中已流化粒狀材料產物流中的煤在燃燒 時產生S0X減少約4%的廢氣。
42.權利要求34所述的粒狀材料分離裝置，其中已流化粒狀材料產物流中的煤在燃燒 時產生N0X減少約10%的廢氣。
43.權利要求33所述的粒狀材料分離裝置，其中所述流化流是空氣。
44.權利要求33所述的粒狀材料分離裝置，其中所述流化流是水蒸汽。
45.權利要求33所述的粒狀材料分離裝置，其中所述流化流是惰性氣體。
46.權利要求33所述的粒狀材料分離裝置，其中在將所述流化流引入到所述流化床中 之前，通過熱源加熱所述流化流。
47.權利要求46所述的粒狀材料分離裝置，其中所述熱源是主熱源。
48.權利要求46所述的粒狀材料分離裝置，其中所述熱源是廢熱源。
49.權利要求48所述的粒狀材料分離裝置，其中所述廢熱源選自由以下各項組成的 組熱冷凝器冷卻水、熱煙道氣、熱廢氣、廢工藝水蒸汽和來自操作設備的廢熱。
50.權利要求33所述的粒狀材料分離裝置，其中所述裝置是與發(fā)電廠相關使用的。
51.權利要求33所述的粒狀材料分離裝置，其還包括收集室，所述收集室操作性連 接到用于接收所述非流化粒狀材料流的非流化粒狀材料流接收裝置，所述收集室包括第二 流化床和用于引導第二流化流的裝置，所述用于引導第二流化流的裝置引導第二流化流通 過容納在所述收集室內的所述非流化粒狀材料，以從所述非流化粒狀材料中分離可流化顆 粒，從而進一步富集在所述非流化粒狀材料流內的所述污染物。
52.權利要求51所述的粒狀材料分離裝置，其中采用第二流化流，使在所述收集室中 從所述非流化粒狀材料流分離的所述可流化顆粒返回到第一流化床。
53.一種用于在工廠操作中熱處理進料、副產物或產物流的方法，所述的方法包括供 熱，其中溫度為約300° F以下的廢熱源提供所述供熱。
54.權利要求53所述的方法，所述方法還包括(a)熱處理裝置，所述熱處理裝置用于接收所述進料、副產物或產物流，包括用于接收 將要施加給所述進料、副產物或產物流的至少兩種不同熱源的裝置；(b)提供操作性連接到熱混合器的第一熱交換器，所述熱混合器操作性連接到所述熱 處理裝置；(c)將第一廢熱源提供給第一熱交換器，由此將包含在第一廢熱源內的熱含量作為熱 源之一傳遞給所述熱混合器；(d)提供至少一個另外的熱交換器，其操作性連接到所述熱混合器；(e)將與第一廢熱源不同類型的至少一種另外的廢熱源提供給所述另外的熱交換器， 由此將包含在所述另外的廢熱源內的熱含量作為另外的熱源傳遞給所述熱混合器；(f)將第一熱源和所述另外的熱源在所述熱混合器內混合，以產生具有預定溫度特征 的合并熱源；(g)將所述進料、副產物或產物流在暴露于所述合并熱源下的熱處理裝置中保持足夠 的持續(xù)時間，以實現(xiàn)需要程度的熱處理；和(h)從所述熱處理裝置中移出所述進料、副產物或產物流。
55.權利要求53所述的方法，其中所述廢熱源選自由以下各項組成的組熱冷凝器冷 卻水、熱煙道氣、熱廢氣、廢工藝流和來自操作設備的廢熱。
56.權利要求53所述的方法，其中所述工廠操作包括在二氧化碳或有機酸分離中使用 的胺或其它萃取劑的再生工藝。
57.權利要求53所述的方法，其中所述工廠操作包括紙漿廠。
58.權利要求53所述的方法，其中所述工廠操作包括由垃圾得到的燃料的燃燒廠。
59.權利要求53所述的方法，其中所述工廠操作包括食物加工設施。
60.權利要求53所述的方法，其中所述工廠操作包括溫室。
61.權利要求53所述的方法，其中所述工廠操作包括工廠或建筑的供熱或區(qū)域供熱。
62.權利要求53所述的方法，其中所述工廠操作包括用于谷物或其它農業(yè)物質的干燥 操作。
全文摘要
本發(fā)明獲得并且利用流化床干燥技術和由其它可利用的熱源增加的廢熱流以干燥進料或燃料。此方法可以用于許多工業(yè)，包括燃煤發(fā)電廠。使用本發(fā)明將煤在進入到煤粉碎機中和燃燒室/鍋爐裝置之前干燥，以提高鍋爐效率和減少排放。這全部在低溫、露天系統(tǒng)中完成。本發(fā)明還包括用于按密度和/或大小分離微粒的裝置，所述裝置包括流化床，所述流化床具有用于接收要被流化的微粒的微粒接收進口。這可以用于從產物流中分離污染物如硫和汞。
文檔編號F27B15/00GK101849156SQ200880019711
公開日2010年9月29日 申請日期2008年4月11日 優(yōu)先權日2007年4月11日
發(fā)明者丹尼斯·R·詹姆斯, 內納德·薩魯納茨, 查爾斯·W·布林格, 愛德華·K·萊維, 理查德·S·溫斯坦, 約翰·M·惠爾登, 馬修·P·科格林, 馬克·A·內斯 申請人:大河能量