一种块煤热解工艺
技术领域
本发明涉及煤热解领域，具体涉及一种块煤热解工艺。
背景技术
目前，我国低阶煤储量丰富，占探明煤炭总储量的55％，随着低阶煤应用范围的拓展和煤炭机械开采率的提升，以低阶煤为主要对象的煤炭热解技术逐步发展为以煤的粒径划分的分级热解技术，其中以块煤为原料的技术主要有直立式兰炭炉、回转窑、国富炉技术等。以块煤为原料的技术经过不断的改进，生产效率不断提高，当前应用规模已经达到数千万吨年。块煤热解技术最具有代表性的当属兰炭生产工艺。
兰炭起源于陕北神府及周边地区，是重要的电石、铁镁合金生产原料，同时也是高炉炼铁、居家取暖等重要用途。兰炭生产与应用对于构建地方特色的产业链，促进煤炭清洁高效利用具有十分重要的意义。
兰炭生产工艺以外燃内热式直立炭化技术为主，此工艺由早期的伍德炉和鲁奇三段炉发展而来。上世纪九十年代，神府煤田开发，神木县引进应用直立炭化技术开展了大规模的兰炭生产，经过多年的持续改进，外燃内热直立式炭化技术逐步趋向成熟，由于工艺简单、操作稳定、投资节省，直立式炭化技术得到了广泛的应用。如CN106701129A公开了一种块煤蓄热式热解反应系统及方法，该系统采取内置外热式，热解气发热量高，有利于热解气后续利用，并且实现可对低阶煤的热解处理，克服低阶煤热解过程中易碎的难题，能够处理长焰煤和褐煤。CN105062526A公开了一种煤热解气化多联产系统及其热解气化方法，其能耗降低，环保性能好，煤适应性好，方便设备的加工制造，消除安全隐患，提高效果。
尽管外燃内热直立式炭化炉技术应用广泛，但由于其生产工艺的简单粗放，在兰炭生产过程中还是存在不少问题。直立式炭化技术的主要问题有热解煤气惰性气含量高，煤气热值低；热解的废水产量大，污染物种类多，难于处理；兰炭冷却普遍采用水熄焦，热效率低，产品质量较差；焦油产率低，重组分含量多，不利于后续加工。
发明内容
鉴于现有技术中存在的问题，本发明的目的在于提供一种块煤热解工艺，本发明提供的工艺由于高温煤气能量来自固体热载体的换热，作为载气的煤气不含因空气助燃产生N2、CO及CO2等气体，所以热解过程生产的煤气热值增加，品质大大提升，这将促进整个热解工艺效率更高，更加环保。
为达此目的，本发明采用以下技术方案：
本发明提供了一种块煤热解工艺，所述工艺包括：流化加热后的固体热载体对热载体煤气进行加热，加热后的煤气作为气体热载体对原料块煤进行热解。
本发明提供一种耦合流化加热的块煤热解新工艺，通过耦合循环流化的固体热载体对热解煤气进行加热，加热后的高温煤气作为气体热载体对原料煤进行热解。由于高温煤气能量来自固体热载体的换热，作为载气的煤气不含因空气助燃产生N2、CO及CO2等气体，所以热解过程生产的煤气热值增加，品质大大提升，这将促进整个热解工艺效率更高，更加环保，同时工艺煤气热值高、污水量少、能量利用充分等优点，整个热解工艺效率更高，更加环保。
作为本发明优选的技术方案，所述原料块煤为低阶块煤。
优选地，所述原料块煤的粒度为6-80mm，例如可以是6mm、10mm、20mm、30mm、40mm、50mm、60mm、70mm或80mm等，但不限于所列举的数值，该范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述原料块煤进行热解前进行干燥处理。
优选地，所述干燥处理中干燥气体的温度为100-300℃，例如可以是100℃、120℃、140℃、160℃、180℃、200℃、220℃、240℃、260℃、280℃或300℃等，但不限于所列举的数值，该范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述干燥处理中形成的湿烟气经除尘及冷凝回收冷凝水。
优选地，所述湿烟气的温度为50-150℃，例如可以是50℃、60℃、70℃、80℃、90℃、100℃、110℃、120℃、130℃、140℃或150℃等，但不限于所列举的数值，该范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述干燥处理的热源为煤气加热过程中回收的余热。
本发明中通过回收湿烟气中的水，减少热解系统产生难处理的热解废水。
作为本发明优选的技术方案，所述热解为逆流热解。
优选地，所述热解得到半焦和油气。
优选地，所述油气的温度为250-350℃，例如可以是250℃、260℃、270℃、280℃、290℃、300℃、310℃、320℃、330℃、340℃或350℃等，但不限于所列举的数值，该范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述热解中还设置有热量回收作业。
作为本发明优选的技术方案，所述油气经除尘后通入分馏塔进行分馏。
优选地，所述除尘的设备包括气固分离器。
优选地，所述油气经分馏塔下部通入。
优选地，所述油气进入分馏塔后经煤焦油洗涤降温及换热至100-120℃，例如可以是100℃、102℃、104℃、106℃、108℃、110℃、112℃、114℃、116℃、118℃或120℃等，但不限于所列举的数值，该范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述用于洗涤的煤焦油从分馏塔塔底抽出经降温和除尘作业后其50-80％返回分馏塔底进行循环洗涤，剩余部分经加热后进入闪蒸塔，闪蒸塔塔顶煤焦油返回除尘作业前，闪蒸塔塔底煤焦油作为产品输出。
优选地，所述分馏中塔顶分出降温后的油气。
优选地，所述降温后的油气经分离得到轻油、水及煤气。
优选地，所述轻油返回分馏塔。
优选地，所述煤气的80-95％返回作为热载体煤气，剩余部分作为产品，例如可以是80％、82％、84％、86％、88％、90％、92％、94％或95等，但不限于所列举的数值，该范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述分馏还包括从分馏塔170-210℃段抽出含酚轻油，例如可以是170℃、180℃、190℃、200℃或210℃等，但不限于所列举的数值，该范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述含酚轻油经提酚作业得到脱酚轻油和粗酚。
优选地，所述脱酚轻油返回分馏塔。
优选地，所述水中酚的含量小于1500ppm，油的含量小于800ppm。
本发明中，所述水中酚的含量小于1500ppm，例如可以是1500ppm、1480ppm、1460ppm、1440ppm、1420ppm、1400ppm、1380ppm、1360ppm、1340ppm或1320ppm等，但不限于所列举的数值，该范围内其他未列举的数值同样适用。
本发明中，所述水中油的含量小于800ppm，例如可以是800ppm、780ppm、760ppm、740ppm、720ppm、700ppm、780ppm、760ppm、740ppm、720ppm或700ppm，但不限于所列举的数值，该范围内其他未列举的数值同样适用。
作为本发明优选的技术方案，所述热解得到的半焦经三级冷却处理后送至焦厂。
优选地，所述三级冷却包括依次进行的水冷壁管冷却、循环对流冷却及喷水冷却。
优选地，所述水冷壁管冷却中换热后换热管中蒸汽的压力为0.5-1MPa，例如可以是0.5MPa、0.6MPa、0.7MPa、0.8MPa、0.9MPa或1MPa等，但不限于所列举的数值，该范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述水冷壁管冷却后半焦的温度为350-450℃，例如可以是350℃、360℃、370℃、380℃、390℃、400℃、410℃、420℃、430℃、440℃或450℃等，但不限于所列举的数值，该范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述水冷壁管冷却下部设置冷煤气注入口，冷煤气与半焦换热升温后进入热解段与热载体煤气混合。
优选地，所述循环对流冷却中冷却载体为惰性气体。
优选地，所述循环对流冷却后半焦的温度为100-180℃，例如可以是100℃、110℃、120℃、130℃、140℃、150℃、160℃、170℃或180℃等，但不限于所列举的数值，该范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述喷水冷却的方式为水雾冷却。
优选地，所述喷水冷却后半焦的温度小于70℃，例如可以是70℃、65℃、60℃、55℃、50℃、45℃或40℃等，但不限于所列举的数值，该范围内其他未列举的数值同样适用。
作为本发明优选的技术方案，所述热载体煤气在加热前进行加压作业。
优选地，所述固体热载体对热载体煤气的加热在混合加热管和/或流化加热器中进行。
优选地，所述加热后的煤气的温度为600-800℃，例如可以是600℃、620℃、640℃、660℃、680℃、700℃、720℃、740℃、760℃、780℃或800℃等，但不限于所列举的数值，该范围内其他未列举的数值同样适用。
作为本发明优选的技术方案，所述煤气加热完毕后通过分离器与固体热载体分离。
优选地，所述分离器为气固分离器。
优选地，所述分离得到的固体热载体进行再热。
作为本发明优选的技术方案，所述再热过程中通空气燃烧以去除热载体煤气升温时固体热载体表面形成的焦炭并实现再热。
优选地，所述再热在再热器中进行。
优选地，所述再热还可以通过补入重质燃料或热介质换热来实现。
作为本发明优选的技术方案，所述再热过程中形成烟气。
优选地，所述烟气经余热回收系统处理后作为干燥处理中的干燥气。
优选地，所述烟气的温度为500-1000℃，例如可以是500℃、550℃、600℃、650℃、700℃、750℃、800℃、850℃、900℃、950℃或1000℃等，但不限于所列举的数值，该范围内其他未列举的数值同样适用。
作为本发明优选的技术方案，所述工艺包括：流化加热后的固体热载体对热载体煤气进行加热，加热后的煤气作为气体热载体对原料块煤进行热解；
其中，所述原料块煤为低阶块煤；所述原料块煤的粒度为6-80mm；所述原料块煤进行热解前进行干燥处理；所述干燥处理中干燥气体的温度为100-300℃；所述干燥处理中形成的湿烟气经除尘及冷凝回收冷凝水；所述湿烟气的温度为50-150℃；所述干燥处理的热源为煤气加热过程中回收的余热；所述热解为逆流热解；所述热解得到半焦和油气；所述油气的温度为250-350℃；所述热解中还设置有热量回收作业；所述油气经除尘后通入分馏塔进行分馏；所述除尘的设备包括气固分离器；所述油气经分馏塔下部通入；所述油气进入分馏塔后经煤焦油洗涤降温及换热至100-120℃；所述用于洗涤的煤焦油从分馏塔塔底抽出经降温和除尘作业后其50-80％返回分馏塔底进行循环洗涤，剩余部分经加热后进入闪蒸塔，闪蒸塔塔顶煤焦油返回除尘作业前，闪蒸塔塔底煤焦油作为产品输出；所述分馏中塔顶分出降温后的油气；所述降温后的油气经分离得到轻油、水及煤气；所述轻油返回分馏塔；所述煤气的80-95％返回作为热载体煤气，剩余部分作为产品；所述分馏还包括从分馏塔170-210℃段抽出含酚轻油；所述含酚轻油经提酚作业得到脱酚轻油和粗酚；所述脱酚轻油返回分馏塔；所述水中酚的含量小于1500ppm，油的含量小于800ppm；所述热解得到的半焦经三级冷却处理后送至焦厂；所述三级冷却包括依次进行的水冷壁管冷却、循环对流冷却及喷水冷却；所述水冷壁管冷却中换热后换热管中蒸汽的压力为0.5-1MPa；所述水冷壁管冷却后半焦的温度为350-450℃；所述水冷壁管冷却下部设置冷煤气注入口，冷煤气与半焦换热升温后进入热解段与热载体煤气混合；所述循环对流冷却中冷却载体为惰性气体；所述循环对流冷却后半焦的温度为100-180℃；所述喷水冷却的方式为水雾冷却；所述喷水冷却后半焦的温度小于70℃；所述热载体煤气在加热前进行加压作业；所述固体热载体对热载体煤气的加热在混合加热管和/或流化加热器中进行；所述加热后的煤气的温度为600-800℃；所述煤气加热完毕后通过分离器与固体热载体分离；所述分离器为气固分离器；所述分离得到的固体热载体进行再热；所述再热过程中通空气燃烧以去除热载体煤气升温时固体热载体表面形成的焦炭并实现再热；所述再热在再热器中进行；所述再热还可以通过补入重质燃料或热介质换热来实现；所述再热过程中形成烟气；所述烟气经余热回收系统处理后作为干燥处理中的干燥气；所述烟气的温度为500-1000℃。
本发明中，所述除尘的设备包括旋风分离器、筛板和/或挡板的容器、高温袋式除尘器及电袋除尘器等，但不限于所列举的设备，其他能达到同样效果的设备也可以。进一步地，本发明中半焦冷却前会经过热量回收作业，以回收半焦所带的高能热量，回收的热量可用作其他地方加热用及发电用等用途。
与现有技术方案相比，本发明具有以下有益效果：
(1)本发明中，由于高温煤气能量来自固体热载体的换热，作为载气的煤气不含因空气助燃产生N2、CO及CO2等气体，即本发明提供的工艺煤气热值高、污水量少、能量利用充分等优点，整个热解工艺效率更高，更加环保。
(2)本发明中，通过对回流油在线脱酚，控制塔顶废水的含酚小于1500ppm、含油小于800ppm，大幅降低废水处理难度。
(3)本发明中，通过增加原料块煤进行热解前进行干燥处理，可以将热解产生的废水量降低至传统兰炭技术的1/2-1/3。
附图说明
图1是本发明中实施例1中具体实施的示意图。
下面对本发明进一步详细说明。但下述的实例仅仅是本发明的简易例子，并不代表或限制本发明的权利保护范围，本发明的保护范围以权利要求书为准。
具体实施方式
下面结合附图并通过具体实施方式来进一步说明本发明的技术方案。
为更好地说明本发明，便于理解本发明的技术方案，本发明的典型但非限制性的实施例如下：
实施例1
本实施例提供了一种块煤热解工艺，如图1所示，所述工艺包括：流化加热后的固体热载体对热载体煤气进行加热，加热后的煤气作为气体热载体对原料块煤进行热解；
其中，所述原料块煤为低阶块煤；所述原料块煤的粒度为6-80mm；所述原料块煤进行热解前进行干燥处理；所述干燥处理中干燥气体的温度为200℃；所述干燥处理中形成的湿烟气经除尘及冷凝回收冷凝水；所述湿烟气的温度为120℃；所述干燥处理的热源为煤气加热中回收的余热；所述热解为逆流热解；所述热解得到半焦和油气；所述油气的温度为350℃；所述热解中还设置有热量回收作业；所述油气经除尘后通入分馏塔进行分馏；所述除尘的设备包括气固分离器；所述油气经分馏塔下部通入；所述油气进入分馏塔后经煤焦油洗涤降温及换热至120℃；所述用于洗涤的煤焦油从分馏塔塔底抽出经降温和除尘作业后其50％返回分馏塔底进行循环洗涤，剩余部分经加热后进入闪蒸塔，闪蒸塔塔顶煤焦油返回除尘作业前，闪蒸塔塔底煤焦油作为产品输出；所述分馏中塔顶分出降温后的油气；所述降温后的油气经分离得到轻油、水及煤气；所述轻油返回分馏塔；所述煤气的80％返回作为热载体煤气，剩余部分作为产品；所述分馏还包括从分馏塔170-210℃段抽出含酚轻油；所述含酚轻油经提酚作业得到脱酚轻油和粗酚；所述脱酚轻油返回分馏塔；所述热解得到的半焦经三级冷却处理后送至焦厂；所述三级冷却包括依次进行的水冷壁管冷却、循环对流冷却及喷水冷却；所述水冷壁管冷却中换热后换热管中蒸汽的压力为1MPa；所述水冷壁管冷却后半焦的温度430℃；所述水冷壁管冷却下部设置冷煤气注入口，冷煤气与半焦换热升温后进入热解段与热载体煤气混合；所述循环对流冷却中冷却载体为惰性气体；所述循环对流冷却后半焦的温度为180℃；所述喷水冷却的方式为水雾冷却；所述喷水冷却后半焦的温度小于70℃；所述热载体煤气在加热前进行加压作业；所述固体热载体对热载体煤气的加热在混合加热管和/或流化加热器中进行；所述加热后的煤气的温度为800℃；所述煤气加热完毕后通过分离器与固体热载体分离；所述分离器为气固分离器；所述分离得到的固体热载体进行再热；所述再热过程中通空气燃烧以去除热载体煤气升温时固体热载体表面形成的焦炭并实现再热；所述再热在再热器中进行；所述再热还可以通过补入重质燃料或热介质换热来实现；所述再热过程中形成烟气；所述烟气经余热回收系统处理后作为干燥处理中的干燥气；所述烟气的温度为800℃。
煤气热值可达4000-4500kcal/Nm3；煤焦油收率比传统兰炭炉提高1个百分点；煤焦油产品尘含量低于0.2％；废水产生量为传统兰炭炉45％-50％，废水中酚含量约为1500ppm，油含量约为800ppm，易于处理。
实施例2
本实施例提供了一种块煤热解工艺，所述工艺包括：流化加热后的固体热载体对热载体煤气进行加热，加热后的煤气作为气体热载体对原料块煤进行热解；
其中，所述原料块煤为低阶块煤；所述原料块煤的粒度为6-80mm；所述原料块煤进行热解前进行干燥处理；所述干燥处理中干燥气体的温度为300℃；所述干燥处理中形成的湿烟气经除尘及冷凝回收冷凝水；所述湿烟气的温度为150℃；所述干燥处理的热源为煤气加热中回收的余热；所述热解为逆流热解；所述热解得到半焦和油气；所述油气的温度为350℃；所述热解中还设置有热量回收作业；所述油气经除尘后通入分馏塔进行分馏；所述除尘的设备包括气固分离器；所述油气经分馏塔下部通入；所述油气进入分馏塔后经煤焦油洗涤降温及换热至120℃；所述用于洗涤的煤焦油从分馏塔塔底抽出经降温和除尘作业后其60％返回分馏塔底进行循环洗涤，剩余部分经加热后进入闪蒸塔，闪蒸塔塔顶煤焦油返回除尘作业前，闪蒸塔塔底煤焦油作为产品输出；所述分馏中塔顶分出降温后的油气；所述降温后的油气经分离得到轻油、水及煤气；所述轻油返回分馏塔；所述煤气的80％返回作为热载体煤气，剩余部分作为产品；所述分馏还包括从分馏塔170-210℃段抽出含酚轻油；所述含酚轻油经提酚作业得到脱酚轻油和粗酚；所述脱酚轻油返回分馏塔；所述热解得到的半焦经三级冷却处理后送至焦厂；所述三级冷却包括依次进行的水冷壁管冷却、循环对流冷却及喷水冷却；所述水冷壁管冷却中换热后换热管中蒸汽的压力为1MPa；所述水冷壁管冷却后半焦的温度380℃；所述水冷壁管冷却下部设置冷煤气注入口，冷煤气与半焦换热升温后进入热解段与热载体煤气混合；所述循环对流冷却中冷却载体为惰性气体；所述循环对流冷却后半焦的温度为100℃；所述喷水冷却的方式为水雾冷却；所述喷水冷却后半焦的温度小于70℃；所述热载体煤气在加热前进行加压作业；所述固体热载体对热载体煤气的加热在混合加热管和/或流化加热器中进行；所述加热后的煤气的温度为800℃；所述煤气加热完毕后通过分离器与固体热载体分离；所述分离器为气固分离器；所述分离得到的固体热载体进行再热；所述再热过程中通空气燃烧以去除热载体煤气升温时固体热载体表面形成的焦炭并实现再热；所述再热在再热器中进行；所述再热还可以通过补入重质燃料或热介质换热来实现；所述再热过程中形成烟气；所述烟气经余热回收系统处理后作为干燥处理中的干燥气；所述烟气的温度为850℃。
煤气热值可达4000-4500kcal/Nm3；煤焦油收率比传统兰炭炉提高1个百分点；煤焦油产品尘含量低于0.2％；废水产生量为传统兰炭炉35％-45％，废水中酚含量约为1500ppm，油含量约为800ppm，易于处理。
实施例3
本实施例提供了一种块煤热解工艺，所述工艺包括：流化加热后的固体热载体对热载体煤气进行加热，加热后的煤气作为气体热载体对原料块煤进行热解；
其中，所述原料块煤为低阶块煤；所述原料块煤的粒度为6-80mm；所述原料块煤进行热解前进行干燥处理；所述干燥处理中干燥气体的温度为200℃；所述干燥处理中形成的湿烟气经除尘及冷凝回收冷凝水；所述湿烟气的温度为120℃；所述干燥处理的热源为煤气加热中回收的余热；所述热解为逆流热解；所述热解得到半焦和油气；所述油气的温度为300℃；所述热解中还设置有热量回收作业；所述油气经除尘后通入分馏塔进行分馏；所述除尘的设备包括气固分离器；所述油气经分馏塔下部通入；所述油气进入分馏塔后经煤焦油洗涤降温及换热至100℃；所述用于洗涤的煤焦油从分馏塔塔底抽出经降温和除尘作业后其60％返回分馏塔底进行循环洗涤，剩余部分经加热后进入闪蒸塔，闪蒸塔塔顶煤焦油返回除尘作业前，闪蒸塔塔底煤焦油作为产品输出；所述分馏中塔顶分出降温后的油气；所述降温后的油气经分离得到轻油、水及煤气；所述轻油返回分馏塔；所述煤气的90％返回作为热载体煤气，剩余部分作为产品；所述分馏还包括从分馏塔170-210℃段抽出含酚轻油；所述含酚轻油经提酚作业得到脱酚轻油和粗酚；所述脱酚轻油返回分馏塔；所述热解得到的半焦经三级冷却处理后送至焦厂；所述三级冷却包括依次进行的水冷壁管冷却、循环对流冷却及喷水冷却；所述水冷壁管冷却中换热后换热管中蒸汽的压力为0.7MPa；所述水冷壁管冷却后半焦的温度350℃；所述水冷壁管冷却下部设置冷煤气注入口，冷煤气与半焦换热升温后进入热解段与热载体煤气混合；所述循环对流冷却中冷却载体为惰性气体；所述循环对流冷却后半焦的温度为150℃；所述喷水冷却的方式为水雾冷却；所述喷水冷却后半焦的温度小于70℃；所述热载体煤气在加热前进行加压作业；所述固体热载体对热载体煤气的加热在混合加热管和/或流化加热器中进行；所述加热后的煤气的温度为700℃；所述煤气加热完毕后通过分离器与固体热载体分离；所述分离器为气固分离器；所述分离得到的固体热载体进行再热；所述再热过程中通空气燃烧以去除热载体煤气升温时固体热载体表面形成的焦炭并实现再热；所述再热在再热器中进行；所述再热还可以通过补入重质燃料或热介质换热来实现；所述再热过程中形成烟气；所述烟气经余热回收系统处理后作为干燥处理中的干燥气；所述烟气的温度为750℃。
煤气热值可达4200-4700kcal/Nm3；煤焦油收率比传统兰炭炉提高1个百分点；煤焦油产品尘含量低于0.2％；废水产生量为传统兰炭炉40％-50％，废水中酚含量约为1500ppm，油含量约为800ppm，易于处理。
对比例1
本对比例提供了一种块煤热解工艺，本实施例提供了一种块煤热解工艺，所述工艺包括：流化加热后的固体热载体对热载体煤气进行加热，加热后的煤气作为气体热载体对原料块煤进行热解；
其中，所述原料块煤为低阶块煤；所述原料块煤的粒度为6-80mm；所述原料块煤进行热解前进行干燥处理；所述干燥处理中干燥气体的温度为200℃；所述干燥处理中形成的湿烟气经除尘及冷凝回收冷凝水；所述湿烟气的温度为120℃；所述干燥处理的热源为煤气加热中回收的余热；所述热解为逆流热解；所述热解得到半焦和油气；所述油气的温度为350℃；所述热解中还设置有热量回收作业；所述油气经除尘后通入分馏塔进行分馏；所述除尘的设备包括气固分离器；所述油气经传统法氨水洗涤冷却后得到煤焦油、污水、煤气；所述煤气的80％返回作为热载体煤气，剩余部分作为产品；所述热解得到的半焦经三级冷却处理后送至焦厂；所述三级冷却包括依次进行的水冷壁管冷却、循环对流冷却及喷水冷却；所述水冷壁管冷却中换热后壁管中蒸汽的压力为1MPa；所述水冷壁管冷却后半焦的温度390℃；所述循环对流冷却中冷却载体为惰性气体；所述循环对流冷却后半焦的温度为180℃；所述喷水冷却的方式为水雾冷却；所述喷水冷却后半焦的温度小于70℃；所述热载体煤气在加热前进行加压作业；所述固体热载体对热载体煤气的加热在混合加热管和/或流化加热器中进行；所述加热后的煤气的温度为800℃；所述煤气加热完毕后通过分离器与固体热载体分离；所述分离器为气固分离器；所述分离得到的固体热载体进行再热；所述再热过程中通空气燃烧以去除热载体煤气升温时在固体热载体表面形成的焦炭并实现再热；所述再热在再热器中进行；所述再热还可以通过补入重质燃料或热介质换热来实现；所述再热过程中形成烟气；所述烟气经余热回收系统处理后作为干燥处理中的干燥气；所述烟气的温度为800℃。
煤气热值可达4000-5000kcal/Nm3；煤焦油收率比传统兰炭炉提高1个百分点；煤焦油产品尘含量低于0.2％；废水产生量为传统兰炭炉2/3-1/2，废水中酚含量为12000-15000ppm，油含量为5000-8000ppm，与传统工艺相近，处理难度大。
对比例2
本对比例提供了一种块煤热解工艺，所述工艺包括：流化加热后的固体热载体对热载体煤气进行加热，加热后的煤气作为气体热载体对原料块煤进行热解；
其中，所述原料块煤为低阶块煤；所述原料块煤的粒度为6-80mm；所述原料块煤进行热解前进行干燥处理；所述干燥处理中干燥气体的温度为200℃；所述干燥处理中形成的湿烟气经除尘及冷凝回收冷凝水；所述湿烟气的温度为120℃；所述干燥处理的热源为煤气加热中回收的余热；所述热解为逆流热解；所述热解得到半焦和油气；所述油气的温度为350℃；所述热解中还设置有热量回收作业；所述油气经除尘后通入分馏塔进行分馏；所述除尘的设备包括气固分离器；所述油气经分馏塔下部通入；所述油气进入分馏塔后经煤焦油洗涤降温及换热至120℃；用于洗涤的煤焦油从分馏塔塔底抽出经除尘作业后其50返回塔底进行循环洗涤，剩余部分作为产品；所述分馏中塔顶分出降温后的油气；所述降温后的油气经分离得到轻油、水及煤气；所述轻油作为产品采出；所述煤气的80％返回作为热载体煤气，剩余部分作为产品；所述热解得到的半焦经三级冷却处理后送至焦厂；所述三级冷却包括依次进行的水冷壁管冷却、循环对流冷却及喷水冷却；所述水冷壁管冷却中换热后壁管中蒸汽的压力为1MPa；所述水冷壁管冷却后半焦的温度390℃；所述循环对流冷却中冷却载体为惰性气体；所述循环对流冷却后半焦的温度为180℃；所述喷水冷却的方式为水雾冷却；所述喷水冷却后半焦的温度小于70℃；所述热载体煤气在加热前进行加压作业；所述固体热载体对热载体煤气的加热在混合加热管和/或流化加热器中进行；所述加热后的煤气的温度为800℃；所述煤气加热完毕后通过分离器与固体热载体分离；所述分离器为气固分离器；所述分离得到的固体热载体进行再热；所述再热过程中通空气燃烧以去除热载体煤气升温时在固体热载体表面形成的焦炭并实现再热；所述再热在再热器中进行；所述再热还可以通过补入重质燃料或热介质换热来实现；所述再热过程中形成烟气；所述烟气经余热回收系统处理后作为干燥处理中的干燥气；所述烟气的温度为800℃。
煤气热值可达4000-5000kcal/Nm3；煤焦油收率比传统兰炭炉提高1个百分点；煤焦油产品尘含量低于0.2％；废水产生量为传统兰炭炉1/2-1/3，废水中酚含量为12000-15000ppm，油含量为5000-8000ppm，与传统工艺相近，处理难度大。
对比例3
该对比例与实施例1的区别仅在于将再热、干燥及冷凝回收水过程去除。煤气热值约为1500-2000kcal/Nm3，难以利用；煤焦油收率6％；废水产生量与传统兰炭炉废水量相近，废水中酚含量约为1500ppm，油含量约为800ppm，易于处理。
综合上述实施例和对比例的结果可知，本发明提供一种耦合流化加热的块煤热解新工艺，通过耦合循环流化的固体热载体对热解煤气进行加热，加热后的高温煤气作为气体热载体对原料煤进行热解。由于高温煤气能量来自固体热载体的换热，作为载气的煤气不含因空气助燃产生N2、CO及CO2等气体，所以热解过程生产的煤气热值增加，品质大大提升，这将促进整个热解工艺效率更高，更加环保。同时，通过对回流油在线脱酚，控制塔顶废水的含酚小于1500ppm、含油小于800ppm，大幅降低废水处理难度。
以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。
另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。
此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。
