CN112238004B - 旋风分离器及粉煤流化气化分离装置 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种旋风分离器和粉煤流化气化的分离装置，主要解决现有技术中旋风分离器分离效率低、较多细颗粒从升气管中逃逸的问题。本发明通过一种粉煤流化气化的分离装置及方法，该分离装置的分离空间内部、升气管下部设有中心构件，能够有效阻止细颗粒在环形空间短路进入升气管、又能降低分离器内旋流场的不稳定性；同时在分离装置的进口处设置有旋风进口扬声器声场，利用声波辐射团聚进入旋风分离器入口管道内的细粉颗粒，形成较大的颗粒团，能够大大提高分离效率的技术方案，较好的解决了上述技术问题，可应用于粉煤气化分离或其他工业生产的气固分离中。

Description

旋风分离器及粉煤流化气化分离装置

技术领域

本发明涉及一种旋风分离器及粉煤流化气化的分离装置。

背景技术

天然气是优质的燃料和重要的化工原料，具有安全可靠、绿色环保的优点。随着我国经济的快速发展以及城镇化步伐的加快，对天然气的需求日益增加。我国自身的天然气产量以无法达到天然气的需求量，供需矛盾日益突出，供应缺口唯有依赖进口得以弥补，极大程度上影响了我国的能源安全。我国又是一个以煤炭为主要能源结构的国家，在未来很长一段时间内不会改变，据统计，我国的一次能源消费结构中，煤炭达到了66％。随着石油资源的日益紧缺，有效利用煤炭资源已成为我国能源可持续发展的一项策略。将煤转化成天然气，是煤炭清洁高效利用的重要途径，因其能量转化率高，适合我国国情，成为当前煤化工领域的研究热点之一。

煤气化是煤炭高效、清洁利用的核心技术，是发展煤基化学品生产、煤基液体燃料、合成天然气(SNG)、IGCC发电、制氢、工业燃气及多联产系统等过程工业的基础。我国是世界上最大的煤气化技术应用市场。目前，多种煤气化技术已成功实现工业化应用，均采用非催化气化技术，以高温高压为代价提高碳转化率，这就带来了煤气冷却强度大、气体净化困难、能耗高、对设备要求苛刻等问题。然而，煤的催化气化过程不仅提高了气化反应速率，同时也显著降低了气化反应温度，使煤的温和气化过程得以实现。同时也可以进行许多合成过程，在催化剂的作用下，可在煤气化的同时合成甲烷、甲醇、氨等化工原料，缩短了工艺流程。其中通过煤催化气化的方法直接制取富含甲烷的合成气，是煤催化气化的一个重要研究方向。

在煤气化技术的反应器方面，当前较为广泛的属于气流床气化技术。但是这种技术须使用低灰熔点(＜1350℃)和低灰含量(＜10～15％)的优质煤炭，而解决高灰熔点煤的方法通常是加入10～30％的助熔剂，使得进料的灰份更高，影响其操作性和经济性。同时，气流床熔渣气化技术过高的操作温度使气流床的投资、维修和操作成本提高。美国电力研究院(EPRI)的研究报告指出，现有工业气流床气化炉不适合高灰、高灰熔点煤的气化，世界需要工业化的流化床气化技术。流化床技术无论燃烧或气化均具有适应高灰熔点、高灰煤种的本性，循环流化床锅炉已成功燃烧煤矸石即为明证。

而对于循环流化床或流化床反应器来说，直接影响碳转化率、环保与经济性的就是气固分离设备了，常用的分离设备不能满足环保要求，尤其是分离效率较低时，水洗的压力非常大，对于水污染很严重；另外一方面，由于跑掉的含碳颗粒较多，碳转化率很低，经济性也很非常差，尤其是对于大型化的工业装置来说，分离设备的效率决定了整套系统的可行性与经济性。现有技术的分离设备主要为常规的旋风分离器，由于粉煤具有飞灰颗粒低的特点，所以效率一直是瓶颈。

专利CN200810118430.8公开了一种高温高压夹套式旋风分离装置，包括旋风分离器和密闭压力容器外壳。旋风分离器置于所述密闭压力容器外壳内，入口、升气管和料腿分别从所述外壳的相应位置穿出，与外部管线连接。为了使常规旋风分离器适应高压的工况，常规旋风分离器和密闭压力容器外壳之间的夹套空间内有高压介质。另外，为了提高耐磨和耐高温性能，在常规旋风分离器内壁设置有隔热耐磨衬里。采用此发明，在保持了常规旋风分离器先进性能的同时，任何类型的常规旋风分离器的结构优化和尺寸匹配方案可以不经修改，就能满足耐高温高压耐磨的要求，且节约了大量的开发时间和费用，实现了加压灰熔聚流化床粉煤气化技术的大规模工业化应用。然后对分离效率并没有实质性的改变，同时增大了设备空间。

专利CN93216798.5公布了一种带有防返混锥的旋风分离器，其特征是在旋风分离器的排尘口外侧同轴安装防返混锥，靠近防返混锥体的底部开有均布的排尘孔。能够显著提高分离效率。该技术在高压环境下的安装与内构件的布置上较为麻烦，整体的压降较高，更为重要的是旋风料腿下料的流畅性较差。对于粉煤来说，容易粘结，不宜在料腿出料这种容易结块的地方添加额外的构件，不然很容易堵塞。

另外一方面，不少文献研究表明旋风分离器的底部尾端存在着较明显的旋涡流动，旋涡尾端会弯曲碰向分离器壁面，形成较大的颗粒返混与夹带现象，严重的，在工业旋风分离器的椎体或者料腿上会出现环形的磨蚀的沟槽。因此，控制、减小旋风分离器的旋涡流动，是有效提高细粉分离效率与防止潜在安全隐患的重要目标。

综上所述，粉煤流化气化技术的关键问题之一就是解决分离的问题，分离效率的低下导致碳转化率降低，影响了经济性与环保性，因而有必要开发一种能够提高分离效率的分离装置及方法。

发明内容

本发明主要解决的技术问题之一是现有技术中旋风分离器分离效率低、较多细颗粒从升气管中逃逸的问题，提供一种新的旋风分离器。

本发明所要解决的技术问题之二是具有该旋风分离器的粉煤流化气化的分离装置。该装置的气固分离效率高，压降低，能够达到经济又环保的要求。

本发明所要解决的技术问题之三是提供一种与解决技术问题之二相对应的反应方法。

为解决上述技术问题之一，本发明采用的技术方案如下：一种旋风分离器，包括旋风分离器入口31、升气管32、环形分离空间33、锥形分离空间34、灰斗35、料腿36与中心构件37组成，所述环形分离空间33的上端的侧面与旋风分离器入口31相连通，所述升气管32的底部在环形分离空间33腔体内、顶部在环形分离空间33的上方，所述中心构件37在环形分离空间33腔体内、位于升气管32的底部，所述锥形分离空间34的顶部与环形分离空间33的底部相连通，所述灰斗35的顶部与锥形分离空间34相连通、底部与料腿36的顶部相连通。

上述技术方案中，所述中心构件37为圆柱体、圆锥体或上段为圆柱体下段为圆锥体的组合体，所述中心构件37的侧面由具有通道的网或孔组成，中心构件37的侧面开孔率不小于70％。所述中心构件37的任一段横截面积与环形分离空间33的横截面积比为0.05-0.3，所述中心构件37的高度与环形分离空间33的高度比为0.1-0.6。所述旋风分离器3中旋风分离器入口截面比为3-10，所述

所述升气管32直径是环形分离空间33直径的0.25-0.55倍，所述料腿35的直径是环形分离空间33直径的0.2-0.5倍。

为解决上述问题之二，本发明采用的技术方案如下：一种粉煤流化气化的循环装置，包括流化床反应器、沉降段、气固分离装置和扬声器，其特征在于所述旋风分离器气固分离装置由1级或多级串联的旋风分离器(3)组合而成。

上述技术方案中，每一级旋风分离器由1个或多个旋风分离器并联组成，所述旋风分离器(3)设置在沉降段(2)的内部或者外部。

上述技术方案中，所述旋风进口扬声器(4)固定在旋风分离器入口(31)处。

为解决上述问题之二，本发明采用的技术方案如下：一种粉煤流化气化的分离方法，包括如下几个步骤：

a、从流化床反应器1中反应后的细灰、未完全反应的含碳颗粒与粗煤气一起经沉降段2进入旋风分离器3中；

b、细灰、未完全反应的含碳颗粒在旋风分离器入口31前的管道中，经过旋风进口扬声器4的声场中的声波团聚后，形成较大的颗粒团进入旋风分离器3中进行分离；

c、细灰与未完全反应的含碳颗粒进行旋风分离器3后，经过环形分离空间33时，一般容易形成短路流的颗粒被中心构件37阻挡后继续进入锥形分离空间34与灰斗35中进行旋转、分离。

上述技术方案中，所述旋风分离器入口31浓度(单位体内的固体颗粒总质量)不大于10kg/m³，所述旋风分离器入口31的表观气速为4-30m/s，所述旋风分离器3的表观截面气速不大于6m/s。所述旋风进口扬声器4的声波信号的频率范围为1000-4000Hz，所述旋风进口扬声器4的声波信号的声压级范围在110-160dB。所述扬声器信号发生器X中声波的波形为正弦波、三角波或方波中的一种，优选正弦波。

本发明中，由于粉煤的颗粒逐渐反应后变细，所以含碳细粉的半焦较多，这部分细粉如果未被有效分离下来，则严重影响到碳转化率，因此粉煤流化气化技术对分离设备的要求很高。现有技术的1级旋风分离器很难将含碳细粉分离下来，因此本发明采用组合式的分离方法，加入多级旋风分离器组串联以满足分离要求，提高碳转化率。所述串联的多级旋风分离器中，由于单组体积过大的话，每级的旋风分离器可以由几组并联的较小的旋风分离器代替。

本发明中，由于所述流化床反应器1内的操作压力不低于1MPa，相对而言较高，对于气固分离设备来说，其压降也较常压状态大了很多，因此现有技术中针对常压条件下的旋风分离器内的工艺条件与结构参数不能完全适用于本发明中的分离方法。因此本发明在针对加压条件下的旋风分离器进行了结构限定与工艺条件的限定，从旋风分离器的入口浓度、入口截面比、升气管与环形分离空间直径比，料腿与环形分离空间的直径比、表观截面气速等方面对旋风分离器的设计进行了优化，能够达到在满足分离效率的同时大幅度降低旋风分离器的压降。同时在本发明的限定范围内，根据经济性与现场的实际条件，选择是需要高转化率、高压降的分离技术方案还是选择相对较低转化率、较低压降的分离技术方案。本发明的分离装置及方法能够大幅度减轻后续的水洗的负荷与压力，有利于绿化环保。

其中，旋风分离器入口截面比由下面公式确定：

本发明中，通过在分离器的入口处进行声波辐射传递，让颗粒在声场的作用下进行团聚，大量的细粉颗粒团聚后相当于形成了粗颗粒，有利于颗粒的分离，通过研究团聚过程中频率、声压级等声波的关键参数在耦合旋风分离技术后的最佳团聚选择范围，团聚后就被立马离心分离出去后，有效避免了返混与短路流的产生，大大加强了颗粒的分离效率，进而提高了碳转化率与整条技术的经济性。

本发明中，中心构件的作用有三个方面。第一，中心构件的设定能够从侧面形成相对阻力，我们知道一般影响旋风分离器效率的关键之一在于环形分离空间中细粉会不经过切向旋转直接短路进入升气管中逃逸，而中心构件能够形成一个相对高压的阻力，细粉就不容易形成短路流，而倾向于随着旋流向下分离；第二，中心构件的设定能够有效减少旋风分离器的不稳定性，对于原本由于气相旋流不稳定性造成的波动很大的流场来看，加入中心构件后，整个流场的三维速度的不对称性变弱，表现在环形空间、灰斗等处的压力脉动强度明显变小；第三，中心构件可以将旋风分离器的内旋流在一定程度上改为直流，以减少机械摩擦损失，同时把一部分动压转化为静压来进一步降低旋风分离器的压力损失。

本发明的反应装置与方法不仅仅限于用粉煤流化气化工艺中，还包括煤炭的气流床气化技术的后端颗粒的分离、气固流化催化反应工艺中的气固分离等工艺中。

采用本发明的技术方案，相比现有技术，具有分离效率高、系统压降低以及碳转化率高的特点，保证系统的高效与稳定，在压降不变的条件下，单级分离效率提高了3％。

附图说明

图1为本发明所述方法的流程示意图。

图2为2级串联、每级为1组旋风分离器的气固分离设备俯视图。

图3为2级串联、每级为2组旋风分离器的气固分离设备俯视图。

图4为所述旋风分离器结构示意图。

图5为所述旋风分离器局部剖视图及所述中心构件的一种典型型式。

图6为所述旋风分离器局部剖视图及所述中心构件的一种典型型式。

图7为所述旋风分离器局部剖视图及所述中心构件的一种典型型式。

图1中，1为流化床反应器；2为沉降段；3为旋风分离器；4为旋风进口扬声器。

图2中，3为流化床反应器；11为第一级旋风分离器；12为第二级旋风分离器。第一级旋风分离器11与第二级旋风分离器12串联。

图3中，3为流化床反应器；21、24为2组并联的第一级旋风分离器；22、23为第二级旋风分离器。其中21与22串联，23与24串联。

图4中，31为旋风分离器入口；32为升气管；33为环形分离空间；34为锥形分离空间；35为灰斗；36为料腿；37为中心构件。

图5中，31为旋风分离器入口；32为升气管；33为环形分离空间；34为锥形分离空间；41为中心构件的一种典型型式，中心构件的侧面由具有通道的格栅网组成。

图6中，31为旋风分离器入口；32为升气管；33为环形分离空间；34为锥形分离空间；42为中心构件的一种典型型式，中心构件的侧面由具有圆形通道的孔组成。

图7中，31为旋风分离器入口；32为升气管；33为环形分离空间；34为锥形分离空间；43为中心构件的一种典型型式，中心构件的侧面由具有三角通道的孔组成。

具体实施方式

下面通过实施例对本发明作进一步的阐述，但不仅限于本实施例。

【实施例1】

分离流程如下：从流化床反应器中反应后的细灰、未完全反应的含碳颗粒与粗煤气一起经沉降段进入旋风分离器中；细灰、未完全反应的含碳颗粒在旋风分离器入口前的管道中，经过旋风进口扬声器的声场中的声波团聚后，形成较大的颗粒团进入旋风分离器中进行分离。

实验选用内蒙褐煤，将其破碎制3mm以下得到粉煤。旋风分离器入口截面比为5，升气管直径与环形分离空间直径之比为0.4，料腿直径与环形分离空间直径之比为0.35，旋风分离器入口浓度为5kg/m³，旋风分离器入口气速为20m/s，表观截面气速为4m/s，旋风进口扬声器的声波信号的频率设置为2500Hz，旋风进口扬声器的声波信号的声压级设置为140dB，圆柱体中心构件与环形分离空间的横截面积比为0.2，中心构件的与环形分离空间的高度比为0.4。实验结果显示旋风分离器分离效率为94.7％，旋风分离器压降为2.4kPa，结果详见表1。

【实施例2】

分离流程如下：从流化床反应器中反应后的细灰、未完全反应的含碳颗粒与粗煤气一起经沉降段进入旋风分离器中；细灰、未完全反应的含碳颗粒在旋风分离器入口前的管道中，经过旋风进口扬声器的声场中的声波团聚后，形成较大的颗粒团进入旋风分离器中进行分离。

实验选用内蒙褐煤，将其破碎制3mm以下得到粉煤。旋风分离器入口截面比为3，升气管直径与环形分离空间直径之比为0.4，料腿直径与环形分离空间直径之比为0.35，旋风分离器入口浓度为5kg/m³，旋风分离器入口气速为20m/s，表观截面气速为4m/s，旋风进口扬声器的声波信号的频率设置为2500Hz，旋风进口扬声器的声波信号的声压级设置为140dB，圆柱体中心构件与环形分离空间的横截面积比为0.2，中心构件的与环形分离空间的高度比为0.4。实验结果显示旋风分离器分离效率为95.2％，旋风分离器压降为2.7kPa，结果详见表1。

【实施例3】

分离流程如下：从流化床反应器中反应后的细灰、未完全反应的含碳颗粒与粗煤气一起经沉降段进入旋风分离器中；细灰、未完全反应的含碳颗粒在旋风分离器入口前的管道中，经过旋风进口扬声器的声场中的声波团聚后，形成较大的颗粒团进入旋风分离器中进行分离。

实验选用内蒙褐煤，将其破碎制3mm以下得到粉煤。旋风分离器入口截面比为10，升气管直径与环形分离空间直径之比为0.4，料腿直径与环形分离空间直径之比为0.35，旋风分离器入口浓度为5kg/m³，旋风分离器入口气速为20m/s，表观截面气速为4m/s，旋风进口扬声器的声波信号的频率设置为2500Hz，旋风进口扬声器的声波信号的声压级设置为140dB，圆柱体中心构件与环形分离空间的横截面积比为0.2，中心构件的与环形分离空间的高度比为0.4。实验结果显示旋风分离器分离效率为94.1％，旋风分离器压降为2.3kPa，结果详见表1。

【实施例4】

分离流程如下：从流化床反应器中反应后的细灰、未完全反应的含碳颗粒与粗煤气一起经沉降段进入旋风分离器中；细灰、未完全反应的含碳颗粒在旋风分离器入口前的管道中，经过旋风进口扬声器的声场中的声波团聚后，形成较大的颗粒团进入旋风分离器中进行分离。

实验选用内蒙褐煤，将其破碎制3mm以下得到粉煤。旋风分离器入口截面比为5，升气管直径与环形分离空间直径之比为0.25，料腿直径与环形分离空间直径之比为0.35，旋风分离器入口浓度为5kg/m³，旋风分离器入口气速为20m/s，表观截面气速为4m/s，旋风进口扬声器的声波信号的频率设置为2500Hz，旋风进口扬声器的声波信号的声压级设置为140dB，圆柱体中心构件与环形分离空间的横截面积比为0.2，中心构件的与环形分离空间的高度比为0.4。实验结果显示旋风分离器分离效率为96.1％，旋风分离器压降为3.7kPa，结果详见表1。

【实施例5】

分离流程如下：从流化床反应器中反应后的细灰、未完全反应的含碳颗粒与粗煤气一起经沉降段进入旋风分离器中；细灰、未完全反应的含碳颗粒在旋风分离器入口前的管道中，经过旋风进口扬声器的声场中的声波团聚后，形成较大的颗粒团进入旋风分离器中进行分离。

实验选用内蒙褐煤，将其破碎制3mm以下得到粉煤。旋风分离器入口截面比为5，升气管直径与环形分离空间直径之比为0.55，料腿直径与环形分离空间直径之比为0.35，旋风分离器入口浓度为5kg/m³，旋风分离器入口气速为20m/s，表观截面气速为4m/s，旋风进口扬声器的声波信号的频率设置为2500Hz，旋风进口扬声器的声波信号的声压级设置为140dB，圆柱体中心构件与环形分离空间的横截面积比为0.2，中心构件的与环形分离空间的高度比为0.4。实验结果显示旋风分离器分离效率为94.3％，旋风分离器压降为2.3kPa，结果详见表1。

【实施例6】

分离流程如下：从流化床反应器中反应后的细灰、未完全反应的含碳颗粒与粗煤气一起经沉降段进入旋风分离器中；细灰、未完全反应的含碳颗粒在旋风分离器入口前的管道中，经过旋风进口扬声器的声场中的声波团聚后，形成较大的颗粒团进入旋风分离器中进行分离。

实验选用内蒙褐煤，将其破碎制3mm以下得到粉煤。旋风分离器入口截面比为5，升气管直径与环形分离空间直径之比为0.4，料腿直径与环形分离空间直径之比为0.2，旋风分离器入口浓度为5kg/m³，旋风分离器入口气速为20m/s，表观截面气速为4m/s，旋风进口扬声器的声波信号的频率设置为2500Hz，旋风进口扬声器的声波信号的声压级设置为140dB，圆柱体中心构件与环形分离空间的横截面积比为0.2，中心构件的与环形分离空间的高度比为0.4。实验结果显示旋风分离器分离效率为93.6％，旋风分离器压降为2.5kPa，结果详见表1。

【实施例7】

分离流程如下：从流化床反应器中反应后的细灰、未完全反应的含碳颗粒与粗煤气一起经沉降段进入旋风分离器中；细灰、未完全反应的含碳颗粒在旋风分离器入口前的管道中，经过旋风进口扬声器的声场中的声波团聚后，形成较大的颗粒团进入旋风分离器中进行分离。

实验选用内蒙褐煤，将其破碎制3mm以下得到粉煤。旋风分离器入口截面比为5，升气管直径与环形分离空间直径之比为0.4，料腿直径与环形分离空间直径之比为0.5，旋风分离器入口浓度为5kg/m³，旋风分离器入口气速为20m/s，表观截面气速为4m/s，旋风进口扬声器的声波信号的频率设置为2500Hz，旋风进口扬声器的声波信号的声压级设置为140dB，圆柱体中心构件与环形分离空间的横截面积比为0.2，中心构件的与环形分离空间的高度比为0.4。实验结果显示旋风分离器分离效率为94.4％，旋风分离器压降为2.4kPa，结果详见表2。

【实施例8】

分离流程如下：从流化床反应器中反应后的细灰、未完全反应的含碳颗粒与粗煤气一起经沉降段进入旋风分离器中；细灰、未完全反应的含碳颗粒在旋风分离器入口前的管道中，经过旋风进口扬声器的声场中的声波团聚后，形成较大的颗粒团进入旋风分离器中进行分离。

实验选用内蒙褐煤，将其破碎制3mm以下得到粉煤。旋风分离器入口截面比为5，升气管直径与环形分离空间直径之比为0.4，料腿直径与环形分离空间直径之比为0.35，旋风分离器入口浓度为10kg/m³，旋风分离器入口气速为20m/s，表观截面气速为4m/s，旋风进口扬声器的声波信号的频率设置为2500Hz，旋风进口扬声器的声波信号的声压级设置为140dB，圆柱体中心构件与环形分离空间的横截面积比为0.2，中心构件的与环形分离空间的高度比为0.4。实验结果显示旋风分离器分离效率为94.8％，旋风分离器压降为2.6kPa，结果详见表2。

【实施例9】

分离流程如下：从流化床反应器中反应后的细灰、未完全反应的含碳颗粒与粗煤气一起经沉降段进入旋风分离器中；细灰、未完全反应的含碳颗粒在旋风分离器入口前的管道中，经过旋风进口扬声器的声场中的声波团聚后，形成较大的颗粒团进入旋风分离器中进行分离。

实验选用内蒙褐煤，将其破碎制3mm以下得到粉煤。旋风分离器入口截面比为5，升气管直径与环形分离空间直径之比为0.4，料腿直径与环形分离空间直径之比为0.35，旋风分离器入口浓度为0.4kg/m³，旋风分离器入口气速为20m/s，表观截面气速为4m/s，旋风进口扬声器的声波信号的频率设置为2500Hz，旋风进口扬声器的声波信号的声压级设置为140dB，圆柱体中心构件与环形分离空间的横截面积比为0.2，中心构件的与环形分离空间的高度比为0.4。实验结果显示旋风分离器分离效率为94.0％，旋风分离器压降为2.3kPa，结果详见表2。

【实施例10】

分离流程如下：从流化床反应器中反应后的细灰、未完全反应的含碳颗粒与粗煤气一起经沉降段进入旋风分离器中；细灰、未完全反应的含碳颗粒在旋风分离器入口前的管道中，经过旋风进口扬声器的声场中的声波团聚后，形成较大的颗粒团进入旋风分离器中进行分离。

实验选用内蒙褐煤，将其破碎制3mm以下得到粉煤。旋风分离器入口截面比为5，升气管直径与环形分离空间直径之比为0.4，料腿直径与环形分离空间直径之比为0.35，旋风分离器入口浓度为5kg/m³，旋风分离器入口气速为4m/s，表观截面气速为4m/s，旋风进口扬声器的声波信号的频率设置为2500Hz，旋风进口扬声器的声波信号的声压级设置为140dB，圆柱体中心构件与环形分离空间的横截面积比为0.2，中心构件的与环形分离空间的高度比为0.4。实验结果显示旋风分离器分离效率为92.1％，旋风分离器压降为1.9kPa，结果详见表2。

【实施例11】

分离流程如下：从流化床反应器中反应后的细灰、未完全反应的含碳颗粒与粗煤气一起经沉降段进入旋风分离器中；细灰、未完全反应的含碳颗粒在旋风分离器入口前的管道中，经过旋风进口扬声器的声场中的声波团聚后，形成较大的颗粒团进入旋风分离器中进行分离。

实验选用内蒙褐煤，将其破碎制3mm以下得到粉煤。旋风分离器入口截面比为5，升气管直径与环形分离空间直径之比为0.4，料腿直径与环形分离空间直径之比为0.35，旋风分离器入口浓度为5kg/m³，旋风分离器入口气速为30m/s，表观截面气速为4m/s，旋风进口扬声器的声波信号的频率设置为2500Hz，旋风进口扬声器的声波信号的声压级设置为140dB，圆柱体中心构件与环形分离空间的横截面积比为0.2，中心构件的与环形分离空间的高度比为0.4。实验结果显示旋风分离器分离效率为94.5％，旋风分离器压降为4.1kPa，结果详见表2。

【实施例12】

分离流程如下：从流化床反应器中反应后的细灰、未完全反应的含碳颗粒与粗煤气一起经沉降段进入旋风分离器中；细灰、未完全反应的含碳颗粒在旋风分离器入口前的管道中，经过旋风进口扬声器的声场中的声波团聚后，形成较大的颗粒团进入旋风分离器中进行分离。

实验选用内蒙褐煤，将其破碎制3mm以下得到粉煤。旋风分离器入口截面比为5，升气管直径与环形分离空间直径之比为0.4，料腿直径与环形分离空间直径之比为0.35，旋风分离器入口浓度为5kg/m³，旋风分离器入口气速为20m/s，表观截面气速为6m/s，旋风进口扬声器的声波信号的频率设置为2500Hz，旋风进口扬声器的声波信号的声压级设置为140dB，圆柱体中心构件与环形分离空间的横截面积比为0.2，中心构件的与环形分离空间的高度比为0.4。实验结果显示旋风分离器分离效率为94.5％，旋风分离器压降为2.3kPa，结果详见表2。

【实施例13】

分离流程如下：从流化床反应器中反应后的细灰、未完全反应的含碳颗粒与粗煤气一起经沉降段进入旋风分离器中；细灰、未完全反应的含碳颗粒在旋风分离器入口前的管道中，经过旋风进口扬声器的声场中的声波团聚后，形成较大的颗粒团进入旋风分离器中进行分离。

实验选用内蒙褐煤，将其破碎制3mm以下得到粉煤。旋风分离器入口截面比为5，升气管直径与环形分离空间直径之比为0.4，料腿直径与环形分离空间直径之比为0.35，旋风分离器入口浓度为5kg/m³，旋风分离器入口气速为20m/s，表观截面气速为1m/s，旋风进口扬声器的声波信号的频率设置为2500Hz，旋风进口扬声器的声波信号的声压级设置为140dB，圆柱体中心构件与环形分离空间的横截面积比为0.2，中心构件的与环形分离空间的高度比为0.4。实验结果显示旋风分离器分离效率为95.2％，旋风分离器压降为3.9kPa，结果详见表3。

【实施例14】

分离流程如下：从流化床反应器中反应后的细灰、未完全反应的含碳颗粒与粗煤气一起经沉降段进入旋风分离器中；细灰、未完全反应的含碳颗粒在旋风分离器入口前的管道中，经过旋风进口扬声器的声场中的声波团聚后，形成较大的颗粒团进入旋风分离器中进行分离。

实验选用内蒙褐煤，将其破碎制3mm以下得到粉煤。旋风分离器入口截面比为5，升气管直径与环形分离空间直径之比为0.4，料腿直径与环形分离空间直径之比为0.35，旋风分离器入口浓度为5kg/m³，旋风分离器入口气速为20m/s，表观截面气速为4m/s，旋风进口扬声器的声波信号的频率设置为1000Hz，旋风进口扬声器的声波信号的声压级设置为140dB，圆柱体中心构件与环形分离空间的横截面积比为0.2，中心构件的与环形分离空间的高度比为0.4。实验结果显示旋风分离器分离效率为94.2％，旋风分离器压降为2.4kPa，结果详见表3。

【实施例15】

分离流程如下：从流化床反应器中反应后的细灰、未完全反应的含碳颗粒与粗煤气一起经沉降段进入旋风分离器中；细灰、未完全反应的含碳颗粒在旋风分离器入口前的管道中，经过旋风进口扬声器的声场中的声波团聚后，形成较大的颗粒团进入旋风分离器中进行分离。

实验选用内蒙褐煤，将其破碎制3mm以下得到粉煤。旋风分离器入口截面比为5，升气管直径与环形分离空间直径之比为0.4，料腿直径与环形分离空间直径之比为0.35，旋风分离器入口浓度为5kg/m³，旋风分离器入口气速为20m/s，表观截面气速为4m/s，旋风进口扬声器的声波信号的频率设置为4000Hz，旋风进口扬声器的声波信号的声压级设置为140dB，圆柱体中心构件与环形分离空间的横截面积比为0.2，中心构件的与环形分离空间的高度比为0.4。实验结果显示旋风分离器分离效率为94.5％，旋风分离器压降为2.4kPa，结果详见表3。

【实施例16】

分离流程如下：从流化床反应器中反应后的细灰、未完全反应的含碳颗粒与粗煤气一起经沉降段进入旋风分离器中；细灰、未完全反应的含碳颗粒在旋风分离器入口前的管道中，经过旋风进口扬声器的声场中的声波团聚后，形成较大的颗粒团进入旋风分离器中进行分离。

实验选用内蒙褐煤，将其破碎制3mm以下得到粉煤。旋风分离器入口截面比为5，升气管直径与环形分离空间直径之比为0.4，料腿直径与环形分离空间直径之比为0.35，旋风分离器入口浓度为5kg/m³，旋风分离器入口气速为20m/s，表观截面气速为4m/s，旋风进口扬声器的声波信号的频率设置为2500Hz，旋风进口扬声器的声波信号的声压级设置为110dB，圆柱体中心构件与环形分离空间的横截面积比为0.2，中心构件的与环形分离空间的高度比为0.4。实验结果显示旋风分离器分离效率为94.3％，旋风分离器压降为2.4kPa，结果详见表3。

【实施例17】

分离流程如下：从流化床反应器中反应后的细灰、未完全反应的含碳颗粒与粗煤气一起经沉降段进入旋风分离器中；细灰、未完全反应的含碳颗粒在旋风分离器入口前的管道中，经过旋风进口扬声器的声场中的声波团聚后，形成较大的颗粒团进入旋风分离器中进行分离。

实验选用内蒙褐煤，将其破碎制3mm以下得到粉煤。旋风分离器入口截面比为5，升气管直径与环形分离空间直径之比为0.4，料腿直径与环形分离空间直径之比为0.35，旋风分离器入口浓度为5kg/m³，旋风分离器入口气速为20m/s，表观截面气速为4m/s，旋风进口扬声器的声波信号的频率设置为2500Hz，旋风进口扬声器的声波信号的声压级设置为160dB，圆柱体中心构件与环形分离空间的横截面积比为0.2，中心构件的与环形分离空间的高度比为0.4。实验结果显示旋风分离器分离效率为94.6％，旋风分离器压降为2.4kPa，结果详见表3。

【实施例18】

分离流程如下：从流化床反应器中反应后的细灰、未完全反应的含碳颗粒与粗煤气一起经沉降段进入旋风分离器中；细灰、未完全反应的含碳颗粒在旋风分离器入口前的管道中，经过旋风进口扬声器的声场中的声波团聚后，形成较大的颗粒团进入旋风分离器中进行分离。

实验选用内蒙褐煤，将其破碎制3mm以下得到粉煤。旋风分离器入口截面比为5，升气管直径与环形分离空间直径之比为0.4，料腿直径与环形分离空间直径之比为0.35，旋风分离器入口浓度为5kg/m³，旋风分离器入口气速为20m/s，表观截面气速为4m/s，旋风进口扬声器的声波信号的频率设置为2500Hz，旋风进口扬声器的声波信号的声压级设置为140dB，圆柱体中心构件与环形分离空间的横截面积比为0.05，中心构件的与环形分离空间的高度比为0.4。实验结果显示旋风分离器分离效率为94.3％，旋风分离器压降为2.5kPa，结果详见表3。

【实施例19】

分离流程如下：从流化床反应器中反应后的细灰、未完全反应的含碳颗粒与粗煤气一起经沉降段进入旋风分离器中；细灰、未完全反应的含碳颗粒在旋风分离器入口前的管道中，经过旋风进口扬声器的声场中的声波团聚后，形成较大的颗粒团进入旋风分离器中进行分离。

实验选用内蒙褐煤，将其破碎制3mm以下得到粉煤。旋风分离器入口截面比为5，升气管直径与环形分离空间直径之比为0.4，料腿直径与环形分离空间直径之比为0.35，旋风分离器入口浓度为5kg/m³，旋风分离器入口气速为20m/s，表观截面气速为4m/s，旋风进口扬声器的声波信号的频率设置为2500Hz，旋风进口扬声器的声波信号的声压级设置为140dB，圆柱体中心构件与环形分离空间的横截面积比为0.2，中心构件的与环形分离空间的高度比为0.1。实验结果显示旋风分离器分离效率为94.2％，旋风分离器压降为2.4kPa，结果详见表4。

【实施例20】

分离流程如下：从流化床反应器中反应后的细灰、未完全反应的含碳颗粒与粗煤气一起经沉降段进入旋风分离器中；细灰、未完全反应的含碳颗粒在旋风分离器入口前的管道中，经过旋风进口扬声器的声场中的声波团聚后，形成较大的颗粒团进入旋风分离器中进行分离。

实验选用内蒙褐煤，将其破碎制3mm以下得到粉煤。旋风分离器入口截面比为5，升气管直径与环形分离空间直径之比为0.4，料腿直径与环形分离空间直径之比为0.35，旋风分离器入口浓度为5kg/m³，旋风分离器入口气速为20m/s，表观截面气速为4m/s，旋风进口扬声器的声波信号的频率设置为2500Hz，旋风进口扬声器的声波信号的声压级设置为140dB，圆柱体中心构件与环形分离空间的横截面积比为0.2，中心构件的与环形分离空间的高度比为0.6。实验结果显示旋风分离器分离效率为95.1％，旋风分离器压降为2.6kPa，结果详见表4。

【比较例1】

分离流程如下：从流化床反应器中反应后的细灰、未完全反应的含碳颗粒与粗煤气一起经沉降段进入旋风分离器中进行分离。

实验选用内蒙褐煤，将其破碎制3mm以下得到粉煤。旋风分离器入口截面比为5，升气管直径与环形分离空间直径之比为0.4，料腿直径与环形分离空间直径之比为0.35，旋风分离器入口浓度为5kg/m³，旋风分离器入口气速为20m/s，表观截面气速为4m/s。实验结果显示旋风分离器分离效率为92.5％，旋风分离器压降为2.4kPa，结果详见表4。

【比较例2】

采用现有技术的PV型旋风分离器，原料选用内蒙褐煤，将其破碎制3mm以下得到粉煤，入口浓度为5kg/m³，入口气速为20m/s。实验结果显示PV型旋风分离器分离效率为91.8％，旋风分离器压降为2.3kPa，结果详见表4。

【比较例3】

采用现有技术的常规旋风分离器，原料选用内蒙褐煤，将其破碎制3mm以下得到粉煤，入口浓度为5kg/m³，入口气速为20m/s。实验结果显示常规旋风分离器分离效率为89.5％，旋风分离器压降为2.5kPa，结果详见表4。

表1

表2

表3

表4

其中，

Claims (7)

1.一种粉煤流化气化的分离方法，采用粉煤流化气化的循环装置进行，粉煤流化气化的循环装置包括流化床反应器、沉降段、气固分离装置和扬声器，其特征在于，所述气固分离装置由1级或多级串联的旋风分离器(3)组合而成；

旋风分离器(3)包括旋风分离器入口(31)、升气管(32)、环形分离空间(33)、锥形分离空间(34)、灰斗(35)、料腿(36)，旋风分离还包括中心构件(37)；所述环形分离空间(33)的上端的侧面与旋风分离器入口(31)相连通，所述升气管(32)的底部在环形分离空间(33)腔体内、顶部在环形分离空间(33)的上方；所述中心构件(37)在环形分离空间(33)腔体内、位于升气管(32)的底部，所述锥形分离空间(34)的顶部与环形分离空间(33)的底部相连通，所述灰斗(35)的顶部与锥形分离空间(34)相连通、底部与料腿(36)的顶部相连通；所述中心构件(37)为圆柱体、圆锥体或上段为圆柱体下段为圆锥体的组合体，所述中心构件(37)的侧面由具有通道的网或孔组成，中心构件(37)的侧面开孔率不小于70％；所述旋风分离器(3)中旋风分离器入口截面比为3-10，所述

所述升气管(32)直径是环形分离空间(33)直径的0.25-0.55倍，所述料腿(35)的直径是环形分离空间(33)直径的0.2-0.5倍；

该方法包括如下几个步骤：

(a)从流化床反应器(1)中反应后的细灰、未完全反应的含碳颗粒与粗煤气一起经沉降段(2)进入旋风分离器(3)中；

(b)细灰、未完全反应的含碳颗粒在旋风分离器入口(31)前的管道中，经过旋风进口扬声器(4)的声场中的声波团聚，形成较大的颗粒团进入旋风分离器(3)中进行分离；

(c)细灰与未完全反应的含碳颗粒进行旋风分离器(3)后，经过环形分离空间(33)，形成短路流的颗粒被中心构件(37)阻挡，继续进入锥形分离空间(34)与灰斗(35)中进行旋转、分离；

所述旋风分离器入口(31)的固体颗粒浓度不大于10kg/m³，所述旋风分离器入口(31)的表观气速为4-30m/s，所述旋风分离器(3)的表观截面气速不大于6m/s。

2.根据权利要求1所述的粉煤流化气化的分离方法，其特征在于所述中心构件(37)的任一段横截面积与环形分离空间(33)的横截面积比为0.05-0.3，所述中心构件(37)的高度与环形分离空间(33)的高度比为0.1-0.6。

3.根据权利要求1所述的粉煤流化气化的分离方法，其特征在于每一级旋风分离器由1个或多个旋风分离器并联组成，所述旋风分离器(3)设置在沉降段(2)的内部或者外部。

4.根据权利要求1所述的粉煤流化气化的分离方法，其特征在于所述旋风进口扬声器(4)固定在旋风分离器入口(31)处。

5.根据权利要求1所述的粉煤流化气化的分离方法，其特征在于所述旋风进口扬声器(4)的声波信号的频率范围为1000-4000Hz，所述旋风进口扬声器(4)的声波信号的声压级范围在110-160dB。

6.根据权利要求1所述的粉煤流化气化的分离方法，其特征在于所述扬声器信号发生器中声波的波形为正弦波、三角波或方波中的一种。

7.根据权利要求6所述的粉煤流化气化的分离方法，其特征在于所述扬声器信号发生器中声波的波形为正弦波。

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