WO2016093001A1 - 固形燃料の製造方法及び固形燃料の製造装置 - Google Patents

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solid fuel
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高橋　洋一
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    • C10L2290/547—Filtration for separating fractions, components or impurities during preparation or upgrading of a fuel

Definitions

  • the present invention relates to a solid fuel production method and a solid fuel production apparatus.
  • bituminous coal is widely used as such a solid fuel.
  • bituminous coal is increasing year by year, it is currently in danger of exhaustion, and the effective use of low-grade coal as an alternative fuel is an urgent issue.
  • low-grade coal has a low calorific value and may ignite spontaneously, so its use requires a strict process.
  • several processes have been devised for modifying low-grade coal in order to effectively use such low-grade coal.
  • the processing conditions are high temperature and high pressure, which increases the manufacturing cost of the apparatus.
  • chemical treatment of low-grade coal is accompanied, and the burden of processing wastewater containing many pyrolysis substances is large. Therefore, practical application was difficult.
  • Patent No. 2776278 Solid fuel using porous coal as a raw material and a method for producing the same.
  • the method for producing a solid fuel described in this publication includes a step of mixing a porous coal and an oil to obtain a raw slurry, a step of heating the raw slurry to advance dehydration of the porous coal, and a slurry after the dehydration treatment Solid-liquid separation.
  • porous coal is dehydrated by heating the raw slurry with a preheater and an evaporator provided in the same path, and the process steam generated in the evaporator is compressed by a compressor.
  • the process steam is sequentially used as a heating medium for the evaporator and the preheater.
  • this solid fuel production method is configured to evaporate the entire amount of the raw material slurry through the evaporator, the temperature on the outlet side of the evaporator needs to be kept above a certain level. Therefore, in this method for producing solid fuel, the temperature of the raw material slurry supplied to the evaporator needs to be set higher than a certain level in advance, and the supply temperature of the process vapor to the evaporator needs to be increased. . Therefore, in this method for producing solid fuel, there is a high possibility that the temperature difference between the raw material slurry and the process steam in the evaporator becomes small. As a result, this solid fuel manufacturing method has low heat exchange efficiency and may not fully utilize the exhaust heat.
  • This invention is made
  • the solid fuel manufacturing method and solid fuel manufacturing apparatus which can evaporate the water
  • the purpose is to provide.
  • the invention made to solve the above-mentioned problems includes a step of preparing a slurry by mixing powdery low-grade coal and oil, a step of evaporating moisture contained in the slurry by heating, and a slurry after the evaporation step And a step of pre-heating the slurry in a first circulation path, and the slurry after the pre-heating in the first circulation path. And heating in a different second circulation path.
  • the method for producing solid fuel includes a step of preheating the slurry in the first circulation path and a step of heating the slurry after preheating in a second circulation path different from the first circulation path. While preheating the slurry in the circulation path, the preheated slurry can be heated in the second circulation path independently of the preheating in the first circulation path.
  • the solid fuel manufacturing method optimizes heat exchange efficiency in each circulation path by evaporating a part of the slurry in the first circulation path and not allowing the entire amount of the slurry to pass through the second circulation path. Can be promoted. Therefore, the manufacturing method of the said solid fuel can evaporate the water
  • the preheating step and the heating step it is preferable to use a multi-tubular heat exchanger and supply the heating medium to the shell side and the slurry to the tube side.
  • the slurry is easily and surely preheated and heated by supplying a heating medium on the shell side and the slurry on the tube side using a multi-tube heat exchanger. Can do.
  • the process steam generated in the evaporation step is used as the heating medium for either the preheating step or the heating step, and use the externally introduced steam as the other heating medium.
  • exhaust heat can be effectively utilized by using the process steam generated in the evaporation step as the heating medium for either the preheating step or the heating step.
  • the process steam as the heating medium for either the preheating step or the heating step and using the externally introduced steam as the other heating medium the heat exchange rate in each circulation path can be easily and reliably increased. Can do.
  • the heating medium in the preheating step is the process steam and the heating medium in the heating step is externally introduced steam.
  • the heat exchange rate of the slurry and process steam in the preheating step can be easily and reliably performed. Can be increased. That is, by exchanging heat between the slurry having a certain temperature supplied to the preheating step and the process steam, the slurry can be efficiently preheated and the condensation of the process steam can be promoted. . Therefore, exhaust heat can be efficiently utilized by increasing the heat conversion rate of the process steam in the preheating step.
  • the process steam is used as a heating medium in the preheating step, an externally introduced steam is used as a heating medium in the heating step, and the process steam is compressed.
  • exhaust heat can be used more efficiently by further increasing the heat exchange rate of the slurry and process steam in the preheating step.
  • a slurry preparation tank for mixing powdery low-grade coal and oil, a plurality of heaters for evaporating moisture contained in the slurry, and the moisture evaporation.
  • a solid-fuel separator comprising a solid-liquid separator that removes liquid from a later slurry, wherein the plurality of heaters preheat the slurry in a first circulation path; And a second heat exchanger for heating the preheated slurry in a second circulation path different from the first circulation path.
  • the solid fuel production apparatus includes a first heat exchanger for preheating the slurry in a first circulation path, and a second heat exchange for heating the preheated slurry in a second circulation path different from the first circulation path.
  • the preheated slurry can be heated in the second circulation path independently of the preheating in the first circulation path while the slurry is preheated in the first circulation path.
  • the solid fuel production apparatus optimizes heat exchange efficiency in each circulation path by evaporating a part of the slurry in the first circulation path and not allowing the entire amount of the slurry to pass through the second circulation path. Can be promoted. Therefore, the solid fuel manufacturing apparatus can efficiently evaporate the water contained in the slurry.
  • a separation tank for separating the process steam from the heated slurry and a path for supplying the process steam from the separation tank to the first heat exchanger or the second heat exchanger.
  • exhaust heat is provided.
  • the heat exchange rate of this process steam and the said slurry can be raised, controlling the calorie
  • low-grade coal refers to coal containing a large amount of water and desired to be dehydrated, for example, coal containing 20% by mass or more of moisture on a dry basis.
  • the solid fuel production method and solid fuel production apparatus of the present invention can efficiently evaporate water contained in the slurry by increasing the heat exchange efficiency.
  • the solid fuel manufacturing apparatus 1 in FIG. 1 mainly includes a slurry preparation tank 2, a plurality of heaters 3, and a solid-liquid separator 4.
  • the solid fuel production apparatus 1 includes a separation tank 5 that separates the process steam from the slurry heated by the heater 3, a compressor 6 that compresses the process steam separated by the separation tank 5, and the heater 3.
  • a superheater 7 that maintains and promotes the heated state of the heated slurry, a condensate receiver 8 that receives condensate generated in the heater 3, and a part of the process vapor separated by the separation tank 5 are condensed.
  • It has a condenser 9, an oil / water separator 10 that separates the condensate supplied from the condensate receiver 8 or the condenser 9 into oil and water, and a tank 11 that stores the oil separated by the oil / water separator 10.
  • the slurry preparation tank 2 prepares a slurry by mixing powdery low-grade coal X and oil. Although it does not specifically limit as a kind of the slurry preparation tank 2, Typically, the axial flow type stirrer provided with the stirrer 2a is mentioned. “Powdered” means, for example, that the mass ratio of low-grade coal having a particle size of less than 1 mm to the mass of the whole low-grade coal is 80% or more. “Particle size” refers to a value measured in accordance with dry screening in accordance with JIS-Z-8815 (1994) General Screening Test Law.
  • the low-grade coal is not particularly limited, and examples thereof include lignite, lignite, and subbituminous coal.
  • examples of the lignite include Victoria charcoal, North Dakota charcoal, and Belga charcoal.
  • Examples of the sub-bituminous charcoal include westnadoo charcoal, binungan charcoal, and samarangau charcoal.
  • the oil component is not particularly limited as long as it can extract the non-volatile components contained in the low-grade coal and dissolve the heavy oil components and / or the non-volatile components to reduce the viscosity. It is not something.
  • the oil component is preferably a light boiling oil component excellent in affinity with heavy oil components and non-volatile components, handling properties of the prepared slurry, ease of entering the pores of the low-grade coal, and the like.
  • petroleum oil having a boiling point of 100 ° C. or higher and 400 ° C. or lower is more preferable.
  • Examples of the petroleum oil include kerosene, light oil, and heavy oil, and kerosene is particularly preferable.
  • the said non-volatile component means the non-volatile oil component originally contained in low grade coal.
  • This non-volatile component is extracted by the oil component mixed in the slurry preparation tank 2 to cover the outer surface of the low-grade coal and the inner surface in the pores, thereby preventing spontaneous combustion of the low-grade coal. Contribute.
  • non-volatile components include aromatic polymer organic compounds.
  • the heavy oil component means a heavy component or an oil containing the heavy component that does not substantially exhibit a vapor pressure even at 400 ° C., for example.
  • This heavy oil component contributes to the prevention of spontaneous ignition of the low-grade coal by covering the active sites in the pores of the low-grade coal, like the non-volatile components.
  • Examples of such heavy oil include natural asphalt, aliphatic polymer organic compounds, and aromatic polymer organic compounds.
  • the plurality of heaters 3 evaporate water contained in the slurry.
  • the plurality of heaters 3 includes a first heat exchanger 3a that preheats the slurry in a first circulation path, and a second circulation path in which the slurry after preheating by the first heat exchanger 3a is different from the first circulation path. And a second heat exchanger 3b that is heated at
  • the first heat exchanger 3a is a multi-tube heat exchanger. One end of the first heat exchanger 3 a on the tube side is connected to the bottom of the slurry preparation tank 2 by pipes 12 and 13. One end of the first heat exchanger 3 a on the tube side is also connected to the bottom of the separation tank 5 by a pipe 13. Further, the other end of the first heat exchanger 3 a on the tube side is connected to the upper side wall of the separation tank 5 by a pipe 14. The first heat exchanger 3a, the pipe 14 connecting the other end of the tube side of the first heat exchanger 3a and the upper side wall of the separation tank 5, the separation tank 5, the bottom of the separation tank 5, and the first heat exchanger The pipe 13 that connects one end of the tube side 3a forms the first circulation path.
  • the first heat exchanger 3a introduces the slurry supplied from the slurry preparation tank 2 from one end on the tube side, and passes the preheated slurry to the separation tank 5 through a pipe 14 connected to the other end on the tube side. Supply.
  • the slurry prepared in the slurry preparation tank 2 is pumped to the first heat exchanger 3a by a pump 15 installed in the pipe 12.
  • the amount of slurry introduced from the slurry preparation tank 2 to the first heat exchanger 3 a is adjusted by a control valve 16 disposed in the pipe 12.
  • the slurry supplied to the separation tank 5 is introduced into the first heat exchanger 3a from one end on the tube side by a pump 17 disposed in the pipe 13 on one end side.
  • the pipe 12 connecting the slurry preparation tank 2 and the first heat exchanger 3a is connected to the pipe 25 connected to the upper side wall of the slurry preparation tank 2 on the upstream side of the control valve 16. Thereby, a part of the slurry sent from the slurry preparation tank 2 is refluxed into the slurry preparation tank 2 through the pipe 25 in accordance with the flow rate adjustment by the control valve 16.
  • the first heat exchanger 3a introduces process steam recovered from the upper part of the separation tank 5 as a heating medium from one end on the shell side, and generates process steam by heat exchange with the slurry introduced on the tube side.
  • the condensate is discharged from the other end on the shell side to the condensate receiver 8.
  • the upper part of the separation tank 5 and one end on the shell side of the first heat exchanger 3 a are connected by pipes 18 and 19. With this configuration, the process steam separated in the separation tank 5 is introduced from one end on the shell side through the pipes 18 and 19.
  • the pipes 18 and 19 form a path for supplying the process steam from the separation tank 5 to the first heat exchanger 3a.
  • the first heat exchanger 3a introduces the slurry supplied from the separation tank 5 in addition to the slurry supplied from the slurry preparation tank 2, from one end on the tube side, so the slurry introduced from one end on the tube side The temperature of is moderately increased. Therefore, the first heat exchanger 3a can sufficiently raise the temperature of the slurry by heat exchange with the process steam. As a result, a part of the slurry supplied to the separation tank 5 is evaporated in the separation tank 5 through the pipe 14 connecting the other end on the tube side and the upper side wall of the separation tank 5 by the first heat exchanger 3a. Can do.
  • the second heat exchanger 3b is a multi-tube heat exchanger.
  • One end of the second heat exchanger 3b on the tube side is connected to the bottom of the separation tank 5 by a pipe 20.
  • the other end on the tube side of the second heat exchanger 3 b is connected to the upper part of the side wall of the separation tank 5 by a pipe 21.
  • the pipe 20 that connects one end of the tube side 3b forms the second circulation path.
  • the second heat exchanger 3b introduces the slurry supplied to the separation tank 5 from one end on the tube side by a pump 22 disposed in the pipe 20.
  • the second heat exchanger 3 b supplies the heated slurry to the separation tank 5 from the other end on the tube side through a pipe 21 connecting the other end on the tube side and the upper side wall of the separation tank 5.
  • the second heat exchanger 3b introduces the externally introduced steam S introduced from the outside from one end on the shell side, and the condensed water W generated after heat exchange with the slurry from the other end on the shell side to the outside of the system. Discharge.
  • the second heat exchanger 3b introduces the slurry supplied from the separation tank 5 from one end on the tube side, the temperature of the slurry introduced from one end on the tube side is sufficient by heat exchange with the externally introduced steam S. Has been enhanced. As a result, the slurry supplied to the separation tank 5 through the pipe 21 can be sufficiently evaporated in the separation tank 5 by the second heat exchanger 3b.
  • the separation tank 5 supplies the slurry after preheating sent from the other end on the tube side of the first heat exchanger 3a and the slurry after heating sent from the other end on the tube side of the second heat exchanger 3b from the upper side wall. Introduce. Further, the separation tank 5 separates the process steam from the slurry introduced from the first heat exchanger 3 a and the second heat exchanger 3 b and supplies the process steam to the compressor 6 through the pipe 18. Furthermore, the separation tank 5 supplies a part of the slurry after the process vapor separation to the first heat exchanger 3a from the bottom. Moreover, the separation tank 5 supplies a part of the slurry after the process vapor separation to the second heat exchanger 3b from the bottom.
  • the separation tank 5 supplies a part of the slurry after the process vapor separation to the superheater 7 from the first circulation path through the pipes 13 and 23.
  • the separation tank 5 is provided with a stirrer 5a, and the slurry in the separation tank 5 is stirred by the stirrer 5a. Further, the supply amount of the slurry supplied from the separation tank 5 to the superheater 7 is adjusted by taking into account the liquid level in the separation tank 5 by the control valve 24 provided in the pipe 23.
  • the compressor 6 pressurizes the process steam supplied from the separation tank 5.
  • the compressor 6 has an inlet side connected to the upper wall of the separation tank 5 by a pipe 18 and an outlet side connected to one end on the shell side of the first heat exchanger 3 a by a pipe 19.
  • Process steam pressurized by the compressor 6 (hereinafter also referred to as “compressed process steam”) is introduced into one end on the shell side of the first heat exchanger 3a through the pipe 19, and on the tube side of the first heat exchanger 3a. Heat exchange is performed with the slurry introduced from one end.
  • the amount of process steam supplied from the separation tank 5 to the compressor 6 bypasses the first pressure control valve 26 and the compressor 6 disposed in the pipe 18 connecting the separation tank 5 and the compressor 6.
  • the pressure can be adjusted by a second pressure control valve 28 provided in a pipe 27 connecting the separation tank 5 and the condenser 9.
  • the superheater 7 has a superheat tank 7a and a third heat exchanger 7b which is a multi-tube heat exchanger.
  • the superheater 7 prevents the temperature of the slurry after moisture evaporation supplied from the separation tank 5 (hereinafter also referred to as “dehydrated slurry”) from decreasing and promotes dehydration of the dehydrated slurry, while the solid-liquid separator 4. The amount of the dehydrated slurry supplied to is adjusted.
  • the superheating tank 7 a introduces dehydrated slurry supplied from the separation tank 5 through the pipes 13 and 23. Further, the superheating tank 7a supplies a part of the dehydrated slurry to the third heat exchanger 7b through a pipe 30 that connects the bottom of the superheat tank 7a and one end of the third heat exchanger 7b on the tube side. Further, the superheating tank 7 a introduces the dehydrated slurry after heat exchange sent from the other end on the tube side of the third heat exchanger 7 b through the pipe 31 from the upper part of the side wall. Further, the bottom of the superheating tank 7 a is connected to the solid-liquid separator 4 by a pipe 32.
  • the superheating tank 7 a supplies a part of the dehydrated slurry to the solid-liquid separator 4 by a pump 33 disposed in the pipe 32. Further, the supply amount of the dehydrated slurry from the superheating tank 7 a to the solid-liquid separator 4 is adjusted by the control valve 36.
  • the superheater 7a is provided with a stirrer 7c, and the dewatered slurry in the superheater 7a is stirred by the stirrer 7c.
  • the third heat exchanger 7b introduces the dehydrated slurry supplied from the superheat tank 7a from one end on the tube side, and supplies the dehydrated slurry after heat exchange to the superheat tank 7a from the other end on the tube side.
  • the third heat exchanger 7b introduces the externally introduced steam S introduced from the outside from one end on the shell side, and the condensed water W generated after heat exchange with the dewatered slurry from the other end on the shell side. To discharge.
  • the dehydrated slurry in the superheating tank 7a is pumped to one end of the third heat exchanger 6b on the tube side by a pump 35 disposed in the pipe 30.
  • the solid-liquid separator 4 removes liquid from the dewatered slurry. Specifically, the solid-liquid separator 4 separates the oil component A from the dehydrated slurry supplied from the superheating tank 7a.
  • the solid component B cake is obtained by separating the oil component A from the dehydrated slurry by the solid-liquid separator 4.
  • the solid-liquid separator 4 include a centrifugal separator that separates the dehydrated slurry into a solid content and an oil content by a centrifugal separation method.
  • a sedimentation tank, a filter, a pressing machine etc. are employable, for example.
  • the solid fuel production apparatus 1 may further include a dryer (not shown) for evaporating the oil contained in the solid content B separated by the solid-liquid separator 4. Since the solid fuel production apparatus 1 has such a dryer, the oil contained in the solid content B can be evaporated to produce a powdered solid fuel. Further, during the drying, a powdered solid fuel in which the outer surface of the low-grade coal and the inner surface of the pores are coated with a nonvolatile component to prevent spontaneous ignition can be obtained.
  • the solid fuel manufacturing apparatus 1 may further include a compression molding machine (not shown) for compressing and molding the powdered solid fuel thus obtained.
  • a compression molding machine for compressing and molding the powdered solid fuel thus obtained.
  • the compression molding machine include a tableting molding machine (tablet) and a double roll molding machine (roll press).
  • the solid fuel manufacturing method includes a step of preparing a slurry by mixing powdery low-grade coal and oil, a step of evaporating water contained in the slurry by heating, and solid-liquid separation of the slurry after evaporation. A process.
  • the slurry preparation step is performed using the slurry preparation tank 2.
  • the low-grade coal and oil used in the slurry preparation step are the same as those used in the solid fuel production apparatus 1 in FIG.
  • the evaporation step includes a step of preheating the slurry through a first circulation path and a step of heating the slurry after the preheating through a second circulation path different from the first circulation path.
  • the evaporation step is performed using a plurality of heaters 3 and separators 4.
  • the preheating step introduces the slurry mixed in the slurry preparation step and the slurry sent from the bottom of the separation tank 5 through the pipe 13 from one end on the tube side of the first heat exchanger 3a, and the other end on the tube side.
  • the heating medium is introduced from one end on the shell side of the first heat exchanger 3a, and the condensate generated by the heat medium condensing by heat exchange with the slurry is transferred to the other end on the shell side.
  • the process steam supplied from the upper part of the separation tank 5 through the pipes 18 and 19 is used as a heating medium introduced into one end on the shell side of the first heat exchanger 3b.
  • the compressed process steam compressed by the compressor 6 connected to the pipes 18 and 19 is used as the process steam introduced into one end on the shell side of the first heat exchanger 3b.
  • the preheating step in addition to the slurry mixed in the slurry preparation step, the slurry supplied from the bottom of the separation tank 5 is introduced from one end on the tube side of the first heat exchanger 3a.
  • the temperature of the slurry introduced is moderately increased. Therefore, in the preheating step, the temperature of the slurry can be sufficiently increased by heat exchange between the slurry and the process steam. As a result, a part of the slurry preheated by the preheating step evaporates in the separation tank 5.
  • the lower limit of the supply temperature of the slurry to the first heat exchanger 3a is preferably 60 ° C, more preferably 63 ° C, and even more preferably 65 ° C.
  • the upper limit of the supply temperature of the slurry to the first heat exchanger 3a is preferably 90 ° C, more preferably 85 ° C, and further preferably 80 ° C. When the supply temperature of the slurry to the first heat exchanger 3a is less than the lower limit, the temperature may not be sufficiently increased by heat exchange with the process steam.
  • the supply temperature of the slurry to the first heat exchanger 3a exceeds the upper limit, the amount of heat exchanged in the heat exchanger 3a cannot be increased, and the heat of the process steam is sufficiently supplied to the slurry. There is a risk that it will not be possible. As a result, the process steam may be discarded without condensing while having latent heat. Furthermore, when the supply temperature of the slurry to the first heat exchanger 3a exceeds the upper limit, the slurry may evaporate before being supplied to the first heat exchanger 3a. May occur.
  • the lower limit of the pressure of the compression process steam is preferably 0.5 MPaG, more preferably 0.53 MPaG, and further preferably 0.55 MPaG.
  • the upper limit of the pressure of the compression process steam is preferably 0.65 MPaG, more preferably 0.62 MPaG, and still more preferably 0.6 MPaG.
  • the lower limit of the temperature of the compression process steam is preferably 185 ° C, more preferably 190 ° C.
  • the upper limit of the temperature of the compression process steam is preferably 205 ° C, more preferably 200 ° C.
  • the condensate discharged from the other end on the shell side of the first heat exchanger 3a is sent to the condensate receiver 8 and then supplied to the oil / water separator 10.
  • the oil component separated by the oil / water separator 10 may be pumped to the tank 11 by the pump 29 and then pumped to the slurry preparing tank 2 by the pump 37 and reused in the slurry preparing step.
  • the water separated by the oil / water separator 10 is discarded as waste water C by the pump 38.
  • the heating step the slurry supplied from the bottom of the separation tank 5 is introduced from one end on the tube side of the second heat exchanger 3b and supplied to the separation tank 5 from the other end on the tube side.
  • a heating medium is introduced from one end on the shell side of the second heat exchanger 3b, and condensed water W generated after heat exchange with the slurry is discharged from the other end on the shell side.
  • the externally introduced steam S is used as a heating medium introduced into one end on the shell side of the second heat exchanger 3b.
  • the lower limit of the supply pressure of the externally introduced steam S to the second heat exchanger 3b is preferably 0.4 MPaG, more preferably 0.5 MPaG.
  • the upper limit of the supply pressure of the externally introduced steam S to the second heat exchanger 3b is preferably 0.7 MPaG, and more preferably 0.6 MPaG.
  • the lower limit of the supply temperature of the externally introduced steam S to the second heat exchanger 3b is preferably 150 ° C, and more preferably 155 ° C.
  • the upper limit of the supply temperature of the externally introduced steam S to the second heat exchanger 3b is preferably 170 ° C, and more preferably 165 ° C.
  • the pressure in the separation tank 5 is 0.2 MPaG and 0.25 MPaG is more preferable.
  • the upper limit of the pressure in the separation tank 5 is preferably 0.4 MPaG, more preferably 0.35 MPaG.
  • the pressure in the separation tank 5 is less than the lower limit, the evaporation rate of the slurry may not be sufficiently improved, and the pressure of the externally introduced steam S needs to be excessively increased in order to improve the evaporation rate of the slurry. There is a fear. On the contrary, when the pressure in the separation tank 5 exceeds the upper limit, the equipment cost may increase.
  • Solid-liquid separation process The solid-liquid separation step is performed using the solid-liquid separator 4.
  • the liquid component is removed from the dehydrated slurry after the water evaporation in the evaporation step.
  • the oil component A is separated from the dehydrated slurry.
  • Solid content B cake is obtained by separating the oil component A from the dewatered slurry by the solid-liquid separation step.
  • the solid content B separated by the solid-liquid separation step is obtained as a powdered solid fuel by further evaporating the oil content by a separately provided drying step.
  • this drying process the outer surface and the inner surface of the pores of the low-grade coal are covered with a non-volatile component. Thereby, the powdered solid fuel from which spontaneous ignition was prevented can be obtained.
  • the solid fuel manufacturing method promotes dehydration of the dehydrated slurry while preventing a decrease in the temperature of the dehydrated slurry obtained in the evaporation process. And a compression molding step for compression molding the powdered solid fuel obtained in the drying step.
  • the method for producing solid fuel includes a step of preheating the slurry in the first circulation path and a step of heating the slurry after preheating in a second circulation path different from the first circulation path. While preheating the slurry in the circulation path, the preheated slurry can be heated in the second circulation path independently of the preheating in the first circulation path.
  • the solid fuel manufacturing method optimizes heat exchange efficiency in each circulation path by evaporating a part of the slurry in the first circulation path and not allowing the entire amount of the slurry to pass through the second circulation path. Can be promoted. Therefore, the method for producing the solid fuel can efficiently evaporate the water contained in the slurry.
  • the slurry is easily and reliably preheated by supplying a heating medium to the shell side and the slurry to the tube side using a multi-tube heat exchanger in the preheating step and the heating step. And can be heated.
  • the solid fuel manufacturing method can effectively use exhaust heat by using the process steam generated in the evaporation step as a heating medium in the preheating step.
  • the solid fuel manufacturing method uses the process steam generated in the evaporation step as a heating medium in the preheating step, and uses externally introduced steam as the heating medium in the heating step, so that heat exchange in each circulation path is performed.
  • the rate can be increased easily and reliably.
  • even when the amount of generated process steam is reduced due to operational troubles, etc. since the externally introduced steam is used as the other heating medium, the decrease in the evaporation rate of moisture contained in the slurry is suppressed. can do.
  • the solid fuel manufacturing method uses the process steam as a heating medium in the preheating step, and uses an externally introduced steam as a heating medium in the heating step, thereby increasing the heat exchange rate of the slurry and the process steam in the preheating step. It can be easily and reliably increased. That is, in the method for producing the solid fuel, since the slurry supplied to the preheating step has a certain temperature, the slurry can be efficiently preheated by exchanging heat with the slurry. In addition, the condensation of the process vapor can be promoted. Therefore, the manufacturing method of the said solid fuel can utilize exhaust heat efficiently by raising the heat conversion rate of the said process steam in the said preheating process.
  • the method for producing the solid fuel adjusts the supply temperature of the slurry introduced into the first heat exchanger 3a, the pressure of the compressed process steam increased by the compressor 6 to the above range, and the like.
  • the total condensation of the steam can be promoted, whereby the whole amount of the process steam separated by the separation tank 5 can be supplied to the compressor 6.
  • the solid fuel manufacturing method can utilize exhaust heat more efficiently by further increasing the heat exchange rate of the slurry and process steam in the preheating step by compressing the process steam.
  • the solid fuel manufacturing method can promote the condensation of the process vapor in the preheating step, a sufficient amount of the process vapor generated in the evaporation step can be used for compression. As a result, the amount of heat exchange between the slurry and process steam can be dramatically increased.
  • the solid fuel production apparatus 1 includes a first heat exchanger 3a for preheating the slurry in a first circulation path, and a second heat for heating the preheated slurry in a second circulation path different from the first circulation path. Since the heat exchanger 3b is provided, the slurry after preheating can be heated in the second circulation path independently of the preheating in the first circulation path while preheating the slurry in the first circulation path. In other words, the solid fuel production apparatus 1 evaporates a part of the slurry in the first circulation path, and does not pass the entire amount of the slurry in the second circulation path, thereby optimizing the heat exchange efficiency in each circulation path. Can be promoted. Accordingly, the solid fuel production apparatus 1 can efficiently evaporate the water contained in the slurry.
  • the solid fuel manufacturing apparatus 1 includes a separation tank 5 that separates process steam from the heated slurry, and a path that supplies the process steam from the separation tank 5 to the first heat exchanger 3a. Can be used effectively. In addition, the solid fuel manufacturing apparatus 1 can increase the heat exchange rate between the process steam and the slurry while accurately controlling the amount of heat of the process steam.
  • the solid fuel production apparatus 41 of FIG. 2 mainly includes a slurry preparation tank 2, a plurality of heaters 42, and a solid-liquid separator 4.
  • the solid fuel production apparatus 41 in FIG. 2 is the same as the solid fuel production apparatus 1 in FIG. 1 except that the preheating and heating mechanisms using the heater 42 are different. Accordingly, only the configuration of the heater 42 and the preheating and heating mechanism using the heater 42 will be described below.
  • the plurality of heaters 42 evaporate moisture contained in the slurry prepared in the slurry preparation tank 2.
  • the plurality of heaters 42 includes a first heat exchanger 42a that preheats the slurry in a first circulation path, and a second circulation path in which the slurry preheated by the first heat exchanger 42a is different from the first circulation path. And a second heat exchanger 42b for heating.
  • the first heat exchanger 42a is a multi-tube heat exchanger. One end of the first heat exchanger 42 a on the tube side is connected to the bottom of the slurry preparation tank 2 by pipes 12 and 43. One end of the first heat exchanger 42 a on the tube side is also connected to the bottom of the separation tank 5 by a pipe 43. Further, the other end of the first heat exchanger 42 a on the tube side is connected to the upper side wall of the separation tank 5 by a pipe 44.
  • the piping 43 connecting one end of the tube side of 42a forms a first circulation path.
  • the first heat exchanger 42a introduces the slurry supplied from the slurry preparation tank 2 from one end on the tube side and supplies the slurry after preheating to the separation tank 5 through a pipe 44 connected to the other end on the tube side. Supply. Moreover, the said slurry supplied to the separation tank 5 is introduce
  • the first heat exchanger 42a introduces the externally introduced steam S introduced from the outside from one end on the shell side, and the condensed water W generated after heat exchange with the slurry from the other end on the shell side to the outside of the system. Discharge.
  • the first heat exchanger 42a introduces the slurry supplied from the separation tank 5 from one end on the tube side in addition to the slurry supplied from the slurry preparation tank 2, so the slurry introduced from one end on the tube side The temperature of is moderately increased. Therefore, the first heat exchanger 42a can sufficiently raise the temperature of the slurry by heat exchange with the externally introduced steam. As a result, a part of the slurry supplied to the separation tank 5 through the pipe 44 can be evaporated in the separation tank 5 by the first heat exchanger 42 a.
  • the second heat exchanger 42b is a multi-tube heat exchanger.
  • One end of the second heat exchanger 42 b on the tube side is connected to the bottom of the separation tank 5 by a pipe 46.
  • the other end of the second heat exchanger 42 b on the tube side is connected to the upper part of the side wall of the separation tank 5 by a pipe 47.
  • the pipe 46 that connects one end of the tube side of 42b forms a second circulation path.
  • the second heat exchanger 42 b introduces the slurry supplied to the separation tank 5 from one end on the tube side by a pump 48 disposed in the pipe 46.
  • the second heat exchanger 42 b supplies the heated slurry to the separation tank 5 from the other end on the tube side through a pipe 47 connecting the other end on the tube side and the upper side wall of the separation tank 5.
  • the second heat exchanger 42b introduces process steam recovered from the upper part of the separation tank 5 from one end on the shell side as a heating medium, and process steam generated by heat exchange with the slurry introduced on the tube side.
  • the condensate is discharged from the other end on the shell side to the condensate receiver 8.
  • the upper part of the separation tank 5 and one end on the shell side of the second heat exchanger 42 b are connected by pipes 18 and 19. With this configuration, the process steam separated in the separation tank 5 is introduced from one end on the shell side through the pipes 18 and 19.
  • the pipes 18 and 19 form a path for supplying the process steam from the separation tank 5 to the second heat exchanger 42b.
  • the second heat exchanger 42b introduces the slurry supplied from the separation tank 5 from one end on the tube side, the temperature of the slurry introduced from one end on the tube side is sufficiently increased. Therefore, the slurry introduced into the second heat exchanger 42b is sufficiently evaporated in the separation tank 5 by heat exchange with the process steam in the second heat exchanger 42b.
  • the solid fuel manufacturing method includes a step of preparing a slurry by mixing powdery low-grade coal and oil, a step of evaporating water contained in the slurry by heating, and solid-liquid separation of the slurry after evaporation.
  • the slurry preparation step and the solid-liquid separation step in the solid fuel production method using the solid fuel production device 41 are the same as the solid fuel production method using the solid fuel production device 1 in FIG. Is omitted.
  • the preheating step introduces the slurry mixed in the slurry preparation step and the slurry sent from the bottom of the separation tank 5 through the pipe 43 from one end on the tube side of the first heat exchanger 42a, and the other end on the tube side. To the separation tank 5.
  • the heating medium is introduced from one end on the shell side of the first heat exchanger 42a, and the condensed water W generated by the heat medium condensing by heat exchange with the slurry is supplied to the shell side. Drain from the edge. Further, the externally introduced steam S is used as a heating medium introduced into one end on the shell side of the first heat exchanger 42a.
  • the lower limit of the supply pressure of the externally introduced steam S to the first heat exchanger 42a is preferably 0.4 MPaG, more preferably 0.5 MPaG.
  • the upper limit of the supply pressure of the externally introduced steam S to the first heat exchanger 32a is preferably 0.7 MPaG, and more preferably 0.6 MPaG.
  • the lower limit of the supply temperature of the externally introduced steam S to the first heat exchanger 32a is preferably 150 ° C, and more preferably 155 ° C.
  • the upper limit of the supply temperature of the externally introduced steam S to the first heat exchanger 32a is preferably 170 ° C and more preferably 165 ° C. If the supply temperature of the externally introduced steam S to the first heat exchanger 32a is less than the lower limit, the temperature of the externally introduced steam S may not be equal to or higher than the temperature in the separation tank 5, and the slurry may not be heated sufficiently. There is. Conversely, when the supply temperature of the externally introduced steam S to the first heat exchanger 32a exceeds the upper limit, the equipment cost and the operating cost may increase.
  • the supply temperature of the slurry to the first heat exchanger 42a in the preheating step can be the same as the solid fuel production method using the solid fuel production apparatus 1 of FIG.
  • the slurry supplied from the bottom of the separation tank 5 is introduced from one end on the tube side of the second heat exchanger 42b and supplied to the separation tank 5 from the other end on the tube side.
  • a heating medium is introduced from one end on the shell side of the second heat exchanger 42b, and condensate generated after heat exchange with the slurry is discharged from the other end on the shell side.
  • the process steam supplied from the upper part of the separation tank 5 through the piping 18 and 19 is used as a heating medium introduced into one end on the shell side of the second heat exchanger 42b.
  • the compressed process steam compressed by the compressor 6 connected to the pipes 18 and 19 is used as the process steam introduced into one end on the shell side of the second heat exchanger 42b.
  • the lower limit of the pressure of the compression process steam is preferably 0.5 MPaG, more preferably 0.53 MPaG, and further preferably 0.55 MPaG.
  • the upper limit of the pressure of the compression process steam is preferably 0.65 MPaG, more preferably 0.62 MPaG, and still more preferably 0.6 MPaG.
  • the lower limit of the temperature of the compression process steam is preferably 185 ° C, more preferably 190 ° C.
  • the upper limit of the temperature of the compression process steam is preferably 205 ° C, more preferably 200 ° C.
  • the pressure in the separation tank 5 can be the same as the solid fuel production method using the solid fuel production apparatus 1 of FIG.
  • the method for producing the solid fuel can effectively use the exhaust heat by using the process steam generated in the evaporation step as a heating medium in the heating step.
  • the solid fuel production method uses the process steam generated in the evaporation step as a heating medium in the heating step, and uses externally introduced steam as the heating medium in the preheating step. It is possible to increase the heat exchange rate between the process steam and the slurry. Furthermore, according to such a configuration, even when the amount of generated process steam is reduced due to operational troubles, etc., since the externally introduced steam is used as the other heating medium, the decrease in the evaporation rate of moisture contained in the slurry is suppressed. can do.
  • the solid fuel manufacturing apparatus 41 includes a separation tank 5 that separates process steam from the heated slurry, and a path that supplies the process steam from the separation tank 5 to the second heat exchanger 42b.
  • the heat exchange rate between the process steam and the slurry can be increased while accurately controlling the heat quantity of the steam.
  • the solid fuel production method and the solid fuel production apparatus according to the present invention can be implemented in various modifications and improvements in addition to the above aspects.
  • three or more heat exchangers each having an independent circulation path may be used as the plurality of heaters.
  • the solid fuel manufacturing method and the solid fuel manufacturing apparatus can further increase the amount of slurry evaporated by using three or more heat exchangers.
  • process steam as a heating medium for at least one heat exchanger.
  • the solid fuel production method and solid fuel production apparatus preheats a slurry in a first circulation path and heats the preheated slurry in a second circulation path different from the first circulation path.
  • the process medium is not necessarily used as the heating medium used in the preheating process or the heating process. Further, even when the process steam is used in the preheating step or the heating step, the process steam is not necessarily compressed.
  • the heat exchanger used in the solid fuel production method and solid fuel production apparatus is not necessarily a multi-tube heat exchanger.
  • the dewatered slurry in the separation tank need not be supplied to the superheater from the first circulation path, and may be supplied to the superheater from the second circulation path.
  • Example 1 A slurry was prepared by mixing the low-grade coal and kerosene in the slurry preparation tank 2 using the solid fuel production apparatus 1 of FIG. 1, and this slurry was supplied to one end on the tube side of the first heat exchanger 3a. .
  • the slurry from the bottom of the separation tank 5 was also supplied to one end on the tube side of the first heat exchanger 3a together with the slurry prepared in the slurry preparation tank 2. It was 65 degreeC when the temperature of the slurry supplied to the 1st heat exchanger 3a was measured.
  • the compressed process steam separated by the separation tank 5 and pressurized by the compressor 6 was supplied to one end on the shell side of the first heat exchanger 3a.
  • the pressure of the compression process steam pressurized by the compressor 6 was 0.58 MPaG, and the temperature was 193 ° C.
  • the slurry from the bottom of the separation tank 5 was supplied to one end of the second heat exchanger 3b on the tube side. It was 148 degreeC when the temperature of the slurry supplied to the 2nd heat exchanger 3b was measured.
  • the externally introduced steam was supplied from one end on the shell side of the second heat exchanger 3b. The supply pressure of the externally introduced steam was 0.6 MPaG, and the supply temperature was 160 ° C. Moreover, it was 146 degreeC when the temperature of the slurry sent to the separation tank 5 from the other end of the tube side of the 2nd heat exchanger 3b was measured. The pressure in the separation tank 5 was adjusted to be maintained at 0.30 MPaG.
  • Example 2 A slurry was prepared by mixing the low-grade coal and kerosene in the slurry preparation tank 2 using the solid fuel production apparatus 41 of FIG. 2, and this slurry was supplied to one end of the first heat exchanger 42a on the tube side. .
  • the slurry from the bottom of the separation tank 5 was also supplied to one end on the tube side of the first heat exchanger 42a together with the slurry prepared in the slurry preparation tank 2. It was 65 degreeC when the temperature of the slurry supplied to the 1st heat exchanger 42a was measured.
  • the externally introduced steam was supplied from one end on the shell side of the first heat exchanger 42a.
  • the supply pressure of the externally introduced steam was 0.60 MPaG, and the supply temperature was 160 ° C.
  • the slurry from the bottom of the separation tank 5 was supplied to one end of the second heat exchanger 42b on the tube side. It was 148 degreeC when the temperature of the slurry supplied to 42b in a 2nd heat exchange was measured.
  • the compressed process steam separated by the separation tank 5 and pressurized by the compressor 6 was supplied to one end on the shell side of the second heat exchanger 42b.
  • the pressure of the compression process steam pressurized by the compressor 6 was 0.60 MPaG, and the temperature was 200 ° C.
  • the pressure in the separation tank 5 was adjusted to be maintained at 0.30 MPaG.
  • the solid fuel production method and solid fuel production apparatus of the present invention can efficiently evaporate the water contained in the slurry by increasing the heat exchange efficiency. A solid fuel can be obtained.

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Abstract

　熱交換効率を高めることでスラリーに含まれる水分を効率的に蒸発させることができる固形燃料の製造方法の提供を目的とする。　本発明の固形燃料の製造方法は、粉状の低品位炭及び油分の混合によりスラリーを調製する工程と、加熱により上記スラリーに含まれる水分を蒸発させる工程と、上記蒸発工程後のスラリーを固液分離する工程とを備える固形燃料の製造方法であって、上記蒸発工程が、上記スラリーを第一の循環経路で予熱する工程と、上記予熱後のスラリーを上記第一の循環経路と異なる第二の循環経路で加熱する工程とを有することを特徴とする。上記予熱工程及び加熱工程で、多管式熱交換器を用い、シェル側に加熱媒体、チューブ側に上記スラリーを供給することが好ましい。上記予熱工程及び加熱工程のいずれか一方の加熱媒体として上記蒸発工程で発生するプロセス蒸気を用い、他方の加熱媒体として外部導入蒸気を用いることが好ましい。

Description

固形燃料の製造方法及び固形燃料の製造装置
　本発明は、固形燃料の製造方法及び固形燃料の製造装置に関する。
　従来、固形燃料は、火力発電等の燃料として利用されている。また、日本ではかかる固形燃料として瀝青炭が広く利用されている。しかしながら、瀝青炭は年々増産されているため現在では枯渇が危ぶまれており、これに代わる燃料として低品位炭の有効利用が危急の課題となっている。
　しかしながら、低品位炭は、発熱量が低いことに加え自然発火の恐れがあるため、その利用については厳格なプロセスを必要とする。この点に関し、このような低品位炭を有効に利用すべく低品位炭を改質するためのプロセスがいくつか発案されている。しかしながら、これらのプロセスの多くは、処理条件が高温、高圧であるために装置の製造コストが嵩むほか、低品位炭の化学変化を伴うために多くの熱分解物質を含む廃水の処理負担が大きくなり、実用化が困難であった。
　このような問題を解決すべく、本出願人は、低品位炭を有効に利用するための手段として改質褐炭プロセスを発案している。この改質褐炭プロセスを示す文献としては、特許第２７７６２７８号「多孔質炭を原料とする固形燃料及びその製造方法」が挙げられる。この公報所載の固形燃料の製造方法は、多孔質炭と油分とを混合して原料スラリーを得る工程と、原料スラリーを加熱して多孔質炭の脱水を進める工程と、脱水処理後のスラリーを固液分離する工程とを備える。この固形燃料の製造方法は、同一経路に設けられる予熱器及び蒸発器による原料スラリーの加熱によって多孔質炭の脱水を進めるもので、蒸発器で発生したプロセス蒸気を圧縮器で圧縮した上、このプロセス蒸気を蒸発器及び予熱器の加熱媒体として順次利用することを特徴としている。
　しかしながら、この固形燃料の製造方法は、原料スラリーの全量を蒸発器に通して蒸発させるように構成されているため、蒸発器の出口側の温度は一定以上に保たれる必要がある。そのため、この固形燃料の製造方法は、蒸発器に供給される原料スラリーの温度を予め一定以上に高くしておく必要があると共に、プロセス蒸気の蒸発器への供給温度を高めておく必要がある。従って、この固形燃料の製造方法は、蒸発器における原料スラリー及びプロセス蒸気の温度差が小さくなるおそれが高い。その結果、この固形燃料の製造方法は、熱交換効率が低くなり、排熱を十分に利用できないおそれがある。
特許第２７７６２７８号
　本発明は、このような事情に鑑みてなされたものであり、熱交換効率を高めることでスラリーに含まれる水分を効率的に蒸発させることができる固形燃料の製造方法及び固形燃料の製造装置を提供することを目的とする。
　上記課題を解決するためになされた発明は、粉状の低品位炭及び油分の混合によりスラリーを調製する工程と、加熱により上記スラリーに含まれる水分を蒸発させる工程と、上記蒸発工程後のスラリーを固液分離する工程とを備える固形燃料の製造方法であって、上記蒸発工程が、上記スラリーを第一の循環経路で予熱する工程と、上記予熱後のスラリーを上記第一の循環経路と異なる第二の循環経路で加熱する工程とを有することを特徴とする。
　当該固形燃料の製造方法は、スラリーを第一の循環経路で予熱する工程と、予熱後のスラリーを第一の循環経路と異なる第二の循環経路で加熱する工程とを有するので、第一の循環経路でスラリーを予熱しつつ、この第一の循環経路による予熱と独立して第二の循環経路で予熱後のスラリーを加熱することができる。つまり、当該固形燃料の製造方法は、第一の循環経路でスラリーの一部を蒸発させ、第二の循環経路にスラリーの全量を通さないことで、各々の循環経路における熱交換効率の最適化を促進することができる。そのため、当該固形燃料の製造方法は、上記スラリーに含まれる水分を効率的に蒸発させることができる。
　上記予熱工程及び加熱工程で、多管式熱交換器を用い、シェル側に加熱媒体、チューブ側に上記スラリーを供給することが好ましい。このように、上記予熱工程及び加熱工程で、多管式熱交換器を用い、シェル側に加熱媒体、チューブ側に上記スラリーを供給することによって、上記スラリーを容易かつ確実に予熱及び加熱することができる。
　上記予熱工程及び加熱工程のいずれか一方の加熱媒体として上記蒸発工程で発生するプロセス蒸気を用い、他方の加熱媒体として外部導入蒸気を用いることが好ましい。このように、上記予熱工程及び加熱工程のいずれか一方の加熱媒体として上記蒸発工程で発生するプロセス蒸気を用いることによって、排熱を効果的に利用することができる。また、上記予熱工程及び加熱工程のいずれか一方の加熱媒体として上記プロセス蒸気を用い、他方の加熱媒体として外部導入蒸気を用いることによって、各々の循環経路における熱交換率を容易かつ確実に高めることができる。さらに、このような構成によると、操業トラブル等によってプロセス蒸気の発生量が減少した場合でも、他方の加熱媒体として外部導入蒸気を用いているので上記スラリーに含まれる水分の蒸発率の低下を抑制することができる。
　上記予熱工程の加熱媒体が上記プロセス蒸気、上記加熱工程の加熱媒体が外部導入蒸気であることが好ましい。このように、上記予熱工程の加熱媒体として上記プロセス蒸気を用い、上記加熱工程の加熱媒体として外部導入蒸気を用いることによって、上記予熱工程における上記スラリー及びプロセス蒸気の熱交換率を容易かつ確実に高めることができる。つまり、上記予熱工程に供給されるある程度の温度を有するスラリーとプロセス蒸気とを熱交換することで、上記スラリーを効率的に予熱することができると共に、上記プロセス蒸気の凝縮を促進することができる。そのため、上記予熱工程における上記プロセス蒸気の熱変換率を高めることで排熱を効率的に利用することができる。
　上記予熱工程の加熱媒体として上記プロセス蒸気を用い、上記加熱工程の加熱媒体として外部導入蒸気を用いると共に、上記プロセス蒸気が圧縮されていることが好ましい。このように、上記プロセス蒸気が圧縮されていることによって、上記予熱工程における上記スラリー及びプロセス蒸気の熱交換率をさらに高めることで排熱をさらに効率的に利用することができる。
　また、上記課題を解決するためになされた別の発明は、粉状の低品位炭及び油分を混合するスラリー調製槽と、上記スラリーに含まれる水分を蒸発させる複数の加熱器と、上記水分蒸発後のスラリーから液分を除去する固液分離器とを備える固形燃料の製造装置であって、上記複数の加熱器が、上記スラリーを第一の循環経路で予熱する第一熱交換器と、上記予熱後のスラリーを上記第一の循環経路と異なる第二の循環経路で加熱する第二熱交換器とを有することを特徴とする。
　当該固形燃料の製造装置は、スラリーを第一の循環経路で予熱する第一熱交換器と、予熱後のスラリーを上記第一の循環経路と異なる第二の循環経路で加熱する第二熱交換器とを有するので、第一の循環経路でスラリーを予熱しつつ、この第一の循環経路による予熱と独立して第二の循環経路で予熱後のスラリーを加熱することができる。つまり、当該固形燃料の製造装置は、第一の循環経路でスラリーの一部を蒸発させ、第二の循環経路にスラリーの全量を通さないことで、各々の循環経路における熱交換効率の最適化を促進することができる。そのため、当該固形燃料の製造装置は、上記スラリーに含まれる水分を効率的に蒸発させることができる。
　上記加熱後のスラリーからプロセス蒸気を分離する分離槽と、上記プロセス蒸気を分離槽から第一熱交換器又は第二熱交換器に供給する経路とをさらに備えることが好ましい。このように、上記加熱後のスラリーからプロセス蒸気を分離する分離槽と、上記プロセス蒸気を分離槽から第一熱交換器又は第二熱交換器に供給する経路とをさらに備えることによって、排熱を効果的に利用することができる。また、かかる構成によると、上記プロセス蒸気の熱量を的確に制御しつつこのプロセス蒸気と上記スラリーとの熱交換率を高めることができる。
　なお、本発明において、「低品位炭」とは、多量の水分を含有し、脱水することが望まれる石炭をいい、例えば乾燥ベースで２０質量％以上の水分を含む石炭を意味する。
　以上説明したように、本発明の固形燃料の製造方法及び固形燃料の製造装置は、熱交換効率を高めることでスラリーに含まれる水分を効率的に蒸発させることができる。
本発明の第一実施形態に係る固形燃料の製造装置を示す模式図である。 図１の固形燃料の製造装置とは異なる実施形態に係る固形燃料の製造装置を示す模式図である。
　以下、適宜図面を参照しつつ、本発明の実施の形態を詳説する。
［第一実施形態］
＜固形燃料の製造装置＞
　図１の固形燃料の製造装置１は、スラリー調製槽２と、複数の加熱器３と、固液分離器４とを主として備える。また、固形燃料の製造装置１は、加熱器３による加熱後のスラリーからプロセス蒸気を分離する分離槽５と、分離槽５によって分離されるプロセス蒸気を圧縮する圧縮器６と、加熱器３によって加熱されたスラリーの加熱状態を維持及び促進する過熱器７と、加熱器３で発生する凝縮液を受容する凝縮液受器８と、分離槽５によって分離されるプロセス蒸気の一部を凝縮する凝縮器９と、凝縮液受器８又は凝縮器９から供給される凝縮液を油水分離する油水分離器１０と、油水分離器１０によって分離された油分を貯留するタンク１１とを有する。
（スラリー調製槽）
　スラリー調製槽２は、粉状の低品位炭Ｘ及び油分を混合してスラリーを調製する。スラリー調製槽２の種類としては、特に限定されるものではないが、典型的には攪拌機２ａを備える軸流型攪拌機が挙げられる。なお、「粉状」とは、例えば低品位炭全体の質量に対する粒径１ｍｍ未満の低品位炭の質量割合が８０％以上であることをいう。また、「粒径」とは、ＪＩＳ－Ｚ－８８１５（１９９４）ふるい分け試験法通則における乾式ふるい分けに準拠して測定した値をいう。
　上記低品位炭としては、特に限定されるものではなく、例えば褐炭、亜炭、亜瀝青炭等が挙げられる。また、上記褐炭としては、例えばビクトリア炭、ノースダコタ炭、ベルガ炭等が挙げられ、上記亜瀝青炭としては、例えば西バンコ炭、ビヌンガン炭、サマランガウ炭等が挙げられる。
　上記油分としては、上記低品位炭に含まれる非揮発性成分を抽出可能であると共に、重質油分及び／又は上記非揮発性成分を溶解して低粘性化を図ることができる限り特に限定されるものではない。中でも、上記油分としては、重質油分及び非揮発性成分との親和性、調製されるスラリーのハンドリング性、上記低品位炭の細孔内への進入容易性等に優れる軽沸油分が好ましく、水分蒸発温度での安定性の点から、沸点が１００℃以上４００℃以下の石油系油がより好ましい。また、上記石油系油としては、例えば灯油、軽油、重油が挙げられ、中でも灯油が好ましい。
　なお、上記非揮発性成分とは、元来低品位炭に含まれる非揮発性油分のことをいう。この非揮発性成分は、スラリー調製槽２で混合される上記油分によって抽出されて上記低品位炭の外表面及び細孔内の内表面を被覆することで上記低品位炭の自然発火の防止に寄与する。かかる非揮発性成分としては、例えば芳香族系の高分子有機化合物が挙げられる。
　また、上記重質油分とは、例えば４００℃でも実質的に蒸気圧を示さないような重質分又はこれを含む油をいう。この重質油分は、上記非揮発性成分と同様、低品位炭の細孔内において活性点を被覆することで上記低品位炭の自然発火の防止に寄与する。かかる重質油分としては、例えば天然アスファルト、脂肪族系高分子有機化合物、芳香族系高分子有機化合物等が挙げられる。
（加熱器）
　複数の加熱器３は、上記スラリーに含まれる水分を蒸発させる。複数の加熱器３は、上記スラリーを第一の循環経路で予熱する第一熱交換器３ａと、第一熱交換器３ａによる予熱後のスラリーを第一の循環経路と異なる第二の循環経路で加熱する第二熱交換器３ｂとを有する。
　第一熱交換器３ａは、多管式熱交換器である。第一熱交換器３ａのチューブ側の一端は、配管１２及び１３によってスラリー調製槽２の底部と接続されている。また、第一熱交換器３ａのチューブ側の一端は、配管１３によって分離槽５の底部とも接続されている。さらに、第一熱交換器３ａのチューブ側の他端は、配管１４によって分離槽５の側壁上部と接続されている。第一熱交換器３ａと、第一熱交換器３ａのチューブ側の他端及び分離槽５の側壁上部を接続する配管１４と、分離槽５と、分離槽５の底部及び第一熱交換器３ａのチューブ側の一端を接続する配管１３とは、上記第一の循環経路を形成している。
　第一熱交換器３ａは、スラリー調製槽２から供給される上記スラリーをチューブ側の一端から導入すると共に、予熱後の上記スラリーをチューブ側の他端に接続される配管１４を通して分離槽５に供給する。スラリー調製槽２で調製される上記スラリーは、配管１２に設置されるポンプ１５によって第一熱交換器３ａに圧送される。また、スラリー調製槽２から第一熱交換器３ａに導入されるスラリーの導入量は、配管１２に配設されるコントロールバルブ１６によって調整される。さらに、第一熱交換器３ａには、分離槽５に供給される上記スラリーが、一端側の配管１３に配設されるポンプ１７によってチューブ側の一端から導入される。なお、スラリー調製槽２と第一熱交換器３ａとを接続する配管１２は、コントロールバルブ１６の上流側においてスラリー調製槽２の側壁上部に接続する配管２５と接続されている。これにより、スラリー調製槽２から送られる上記スラリーの一部は、コントロールバルブ１６による流量の調整に従い、配管２５を通してスラリー調製槽２内に還流される。
　また、第一熱交換器３ａは、分離槽５の上部から回収されるプロセス蒸気を加熱媒体としてシェル側の一端から導入すると共に、チューブ側に導入される上記スラリーとの熱交換によって生じるプロセス蒸気の凝縮液をシェル側の他端から凝縮液受器８に排出する。具体的には、分離槽５の上部と第一熱交換器３ａのシェル側の一端とが配管１８及び１９によって接続されている。かかる構成によって、分離槽５で分離されたプロセス蒸気は、配管１８及び１９を通してシェル側の一端から導入される。この配管１８及び１９は、上記プロセス蒸気を分離槽５から第一熱交換器３ａに供給する経路を形成している。
　第一熱交換器３ａは、スラリー調製槽２から供給される上記スラリーに加えて分離槽５から供給される上記スラリーをチューブ側の一端から導入するので、チューブ側の一端から導入される上記スラリーの温度が適度に高められる。そのため、第一熱交換器３ａは、上記プロセス蒸気との熱交換によって上記スラリーの温度を十分に高めることができる。その結果、第一熱交換器３ａにより、チューブ側の他端と分離槽５の側壁上部とを接続する配管１４を通して分離槽５に供給する上記スラリーの一部を分離槽５内で蒸発させることができる。
　第二熱交換器３ｂは、多管式熱交換器である。第二熱交換器３ｂのチューブ側の一端は、配管２０によって分離槽５の底部と接続されている。また、第二熱交換器３ｂのチューブ側の他端は、配管２１により分離槽５の側壁上部と接続されている。第二熱交換器３ｂと、第二熱交換器３ｂのチューブ側の他端及び分離槽５の側壁上部を接続する配管２１と、分離槽５と、分離槽５の底部及び第二熱交換器３ｂのチューブ側の一端を接続する配管２０とは、上記第二の循環経路を形成している。
　第二熱交換器３ｂは、分離槽５に供給される上記スラリーを配管２０に配設されるポンプ２２によってチューブ側の一端から導入する。また、第二熱交換器３ｂは、加熱後の上記スラリーをチューブ側の他端からこのチューブ側の他端と分離槽５の側壁上部とを接続する配管２１を通して分離槽５に供給する。
　また、第二熱交換器３ｂは、外部から導入される外部導入蒸気Ｓをシェル側の一端から導入すると共に、上記スラリーとの熱交換後に生じる凝縮水Ｗをシェル側の他端から系外に排出する。
　第二熱交換器３ｂは、分離槽５から供給される上記スラリーをチューブ側の一端から導入するので、チューブ側の一端から導入される上記スラリーの温度は外部導入蒸気Ｓとの熱交換によって十分高められている。その結果、第二熱交換器３ｂにより、配管２１を通して分離槽５に供給する上記スラリーを分離槽５内で十分に蒸発させることができる。
（分離槽）
　分離槽５は、第一熱交換器３ａのチューブ側の他端から送られる予熱後の上記スラリー及び第二熱交換器３ｂのチューブ側の他端から送られる加熱後の上記スラリーを側壁上部から導入する。また、分離槽５は、第一熱交換器３ａ及び第二熱交換器３ｂから導入される上記スラリーからプロセス蒸気を分離した上、配管１８を通して圧縮器６に供給する。さらに、分離槽５は、上記プロセス蒸気分離後のスラリーの一部を底部から第一熱交換器３ａに供給する。また、分離槽５は、上記プロセス蒸気分離後のスラリーの一部を底部から第二熱交換器３ｂに供給する。加えて、分離槽５は、上記プロセス蒸気分離後のスラリーの一部を配管１３及び２３を通して第一の循環経路から過熱器７に供給する。なお、分離槽５には攪拌機５ａが配設されており、この攪拌機５ａによって分離槽５内の上記スラリーが撹拌される。また、分離槽５から過熱器７に供給されるスラリーの供給量は、配管２３に配設されるコントロールバルブ２４によって分離槽５内の液面高さを加味しながら調整される。
（圧縮器）
　圧縮器６は、分離槽５から供給されるプロセス蒸気を昇圧する。圧縮器６は、入口側が配管１８によって分離槽５の上壁と接続されると共に、出口側が配管１９によって第一熱交換器３ａのシェル側の一端と接続される。圧縮器６で昇圧されたプロセス蒸気（以下「圧縮プロセス蒸気」ともいう。）は、配管１９を通して第一熱交換器３ａのシェル側の一端に導入され、第一熱交換器３ａのチューブ側の一端から導入される上記スラリーと熱交換を行う。
　なお、分離槽５から圧縮器６へのプロセス蒸気の供給量は、分離槽５と圧縮器６とを接続する配管１８に配設される第一圧力コントロールバルブ２６、並びに圧縮器６をバイパスし分離槽５と凝縮器９とを接続する配管２７に配設される第二圧力コントロールバルブ２８によって調整することができる。
（過熱器）
　過熱器７は、過熱槽７ａと多管式熱交換器である第三熱交換器７ｂとを有する。過熱器７は、分離槽５から供給される水分蒸発後のスラリー（以下「脱水スラリー」ともいう。）の温度の低下を防止して上記脱水スラリーの脱水を促進しつつ、固液分離器４への上記脱水スラリーの供給量を調整する。
　過熱槽７ａは、配管１３及び２３を通して分離槽５から供給される脱水スラリーを導入する。また、過熱槽７ａは、その底部と第三熱交換器７ｂのチューブ側の一端とを接続する配管３０を通して上記脱水スラリーの一部を第三熱交換器７ｂに供給する。さらに、過熱槽７ａは、第三熱交換器７ｂのチューブ側の他端から送られる熱交換後の上記脱水スラリーを配管３１を通して側壁上部から導入する。また、過熱槽７ａの底部は、配管３２によって固液分離器４と接続されている。過熱槽７ａは、配管３２に配設されるポンプ３３によって上記脱水スラリーの一部を固液分離器４に供給する。また、過熱槽７ａから固液分離器４への上記脱水スラリーの供給量は、コントロールバルブ３６によって調整される。なお、過熱槽７ａには攪拌機７ｃが配設されており、この攪拌機７ｃにより過熱槽７ａ内の上記脱水スラリーが撹拌される。
　第三熱交換器７ｂは、過熱槽７ａから供給される上記脱水スラリーをチューブ側の一端から導入した上、熱交換後の上記脱水スラリーをチューブ側の他端から過熱槽７ａに供給する。また、第三熱交換器７ｂは、外部から導入される外部導入蒸気Ｓをシェル側の一端から導入すると共に、上記脱水スラリーとの熱交換後に生じる凝縮水Ｗをシェル側の他端から系外に排出する。過熱槽７ａ内の上記脱水スラリーは、配管３０に配設されるポンプ３５によって第三熱交換器６ｂのチューブ側の一端に圧送される。
（固液分離器）
　固液分離器４は、上記脱水スラリーから液分を除去する。詳細には、固液分離器４は、過熱槽７ａから供給される上記脱水スラリーから油分Ａを分離する。固液分離器４によって上記脱水スラリーから油分Ａが分離されることで固形分Ｂ（ケーキ）が得られる。固液分離器４としては、例えば遠心分離法によって上記脱水スラリーを固形分と油分とに分離する遠心分離機が挙げられる。また、固液分離器４としては、例えば沈降槽、濾過機、圧搾機等も採用可能である。
　なお、当該固形燃料の製造装置１は、固液分離器４によって分離された固形分Ｂに含まれる油分を蒸発するための乾燥機（図示せず）をさらに有していてもよい。当該固形燃料の製造装置１は、かかる乾燥機を有することによって、上記固形分Ｂに含まれる油分を蒸発させ、粉末状の固形燃料を製造することができる。また、この乾燥の際に、低品位炭の外面及び細孔内面を非揮発性成分によって被覆し、自然発火が防止された粉末状の固形燃料を得ることができる。
　さらに、当該固形燃料の製造装置１は、このようにして得られた粉末状の固形燃料を圧縮成型するための圧縮成型機（図示せず）をさらに有していてもよい。また、上記圧縮成型機としては、例えば打錠成型機（タブレッティング）、ダブルロール成型機（ロールプレス）等が挙げられる。
＜固形燃料の製造方法＞
　次に、当該固形燃料の製造方法について説明する。また、以下では、図１の当該固形燃料の製造装置１を用いた場合について説明する。当該固形燃料の製造方法は、粉状の低品位炭及び油分の混合によりスラリーを調製する工程と、加熱により上記スラリーに含まれる水分を蒸発させる工程と、上記蒸発後のスラリーを固液分離する工程とを備える。
（スラリー調製工程）
　上記スラリー調製工程は、スラリー調製槽２を用いて行われる。スラリー調製工程で用いられる低品位炭及び油分としては、図１の当該固形燃料の製造装置１で用いられるものと同様である。
（蒸発工程）
　上記蒸発工程は、上記スラリーを第一の循環経路で予熱する工程と、上記予熱後のスラリーを上記第一の循環経路と異なる第二の循環経路によって加熱する工程とを有する。上記蒸発工程は、複数の加熱器３及び分離器４を用いて行われる。
（予熱工程）
　上記予熱工程は、スラリー調製工程で混合される上記スラリー及び分離槽５の底部から配管１３を通して送られる上記スラリーを第一熱交換器３ａのチューブ側の一端から導入し、かつチューブ側の他端から分離槽５に供給する。また同時に、上記予熱工程は、加熱媒体を第一熱交換器３ａのシェル側の一端から導入し、上記スラリーとの熱交換によって上記加熱媒体が凝縮することで生じる凝縮液をシェル側の他端から排出する。また、第一熱交換器３ｂのシェル側の一端に導入される加熱媒体として、分離槽５の上部から配管１８及び１９を通して供給されるプロセス蒸気を用いる。詳細には、第一熱交換器３ｂのシェル側の一端に導入される上記プロセス蒸気として、配管１８及び１９に連結される圧縮器６で圧縮された圧縮プロセス蒸気を用いる。
　上記予熱工程は、スラリー調製工程で混合される上記スラリーに加えて分離槽５の底部から供給される上記スラリーを第一熱交換器３ａのチューブ側の一端から導入するため、チューブ側の一端から導入される上記スラリーの温度が適度に高められる。そのため、上記予熱工程は、上記スラリーとプロセス蒸気との熱交換によって上記スラリーの温度を十分に高めることができる。その結果、上記予熱工程によって予熱された上記スラリーの一部は分離槽５内で蒸発する。
　第一熱交換器３ａへの上記スラリーの供給温度の下限としては、６０℃が好ましく、６３℃がより好ましく、６５℃がさらに好ましい。一方、第一熱交換器３ａへの上記スラリーの供給温度の上限としては、９０℃が好ましく、８５℃がより好ましく、８０℃がさらに好ましい。第一熱交換器３ａへの上記スラリーの供給温度が上記下限未満の場合、プロセス蒸気との熱交換によって十分に温度を高められないおそれがある。逆に、第一熱交換器３ａへの上記スラリーの供給温度が上記上限を超える場合、熱交換器３ａでの交換熱量を大きくすることができず、プロセス蒸気の熱を上記スラリーに十分供給することができないおそれがある。また、その結果、プロセス蒸気が潜熱を持ったまま、凝縮することなく廃棄されるおそれがある。さらに、第一熱交換器３ａへの上記スラリーの供給温度が上記上限を超える場合、上記スラリーが第一熱交換器３ａに供給される前に蒸発するおそれがあり、これにより配管１３内の閉塞が発生するおそれがある。
　上記圧縮プロセス蒸気の圧力の下限としては、０．５ＭＰａＧが好ましく、０．５３ＭＰａＧがより好ましく、０．５５ＭＰａＧがさらに好ましい。一方、上記圧縮プロセス蒸気の圧力の上限としては、０．６５ＭＰａＧが好ましく、０．６２ＭＰａＧがより好ましく、０．６ＭＰａＧがさらに好ましい。上記圧縮プロセス蒸気の圧力が上記下限未満の場合、第一熱交換器３ａのチューブ側の一端から導入される上記スラリーと十分に熱交換できないおそれがある。逆に、上記圧縮プロセス蒸気の圧力が上記上限を超える場合、設備コスト及び運転コストが増加するおそれがある。
　また、上記圧縮プロセス蒸気の温度の下限としては、１８５℃が好ましく、１９０℃がより好ましい。一方、上記圧縮プロセス蒸気の温度の上限としては、２０５℃が好ましく、２００℃がより好ましい。上記圧縮プロセス蒸気の温度が上記下限未満の場合、第一熱交換器３ａのチューブ側の一端から導入される上記スラリーと十分に熱交換できないおそれがある。逆に、上記圧縮プロセス蒸気の温度が上記上限を超える場合、設備コスト及び運転コストが増加するおそれがある。
　なお、上記予熱工程において、第一熱交換器３ａのシェル側の他端から排出される凝縮液は、凝縮液受器８に送られた上、油水分離器１０に供給される。油水分離器１０で分離された油分は、ポンプ２９によってタンク１１に圧送した上、ポンプ３７によってスラリー調製槽２に圧送して上記スラリー調製工程で再利用してもよい。一方、油水分離器１０で分離された水分は、廃水Ｃとしてポンプ３８によって廃棄される。
（加熱工程）
　上記加熱工程は、分離槽５の底部から供給される上記スラリーを第二熱交換器３ｂのチューブ側の一端から導入し、かつチューブ側の他端から分離槽５に供給する。また同時に、上記加熱工程は、加熱媒体を第二熱交換器３ｂのシェル側の一端から導入し、かつ上記スラリーとの熱交換後に生じる凝縮水Ｗをシェル側の他端から排出する。上記加熱工程は、第二熱交換器３ｂのシェル側の一端に導入される加熱媒体として、外部導入蒸気Ｓを用いる。
　第二熱交換器３ｂへの上記外部導入蒸気Ｓの供給圧の下限としては、０．４ＭＰａＧが好ましく、０．５ＭＰａＧがより好ましい。一方、第二熱交換器３ｂへの上記外部導入蒸気Ｓの供給圧の上限としては、０．７ＭＰａＧが好ましく、０．６ＭＰａＧがより好ましい。第二熱交換器３ｂへの上記外部導入蒸気Ｓの供給圧が上記下限未満の場合、飽和温度が低下し上記外部導入蒸気Ｓの温度を分離槽５内の温度以上に高められず、上記スラリーを十分加熱できないおそれがある。逆に、第二熱交換器３ｂへの上記外部導入蒸気Ｓの供給圧が上記上限を超える場合、設備コスト及び運転コストが増加するおそれがある。
　また、第二熱交換器３ｂへの上記外部導入蒸気Ｓの供給温度の下限としては、１５０℃が好ましく、１５５℃がより好ましい。一方、第二熱交換器３ｂへの上記外部導入蒸気Ｓの供給温度の上限としては、１７０℃が好ましく、１６５℃がより好ましい。第二熱交換器３ｂへの上記外部導入蒸気Ｓの供給温度が上記下限未満の場合、上記外部導入蒸気Ｓの温度が分離槽５内の温度以上とならず、上記スラリーを十分に加熱できないおそれがある。逆に、第二熱交換器３ｂへの上記外部導入蒸気Ｓの供給温度が上記上限を超える場合、設備コスト及び運転コストが増加するおそれがある。
　また、分離槽５内の圧力の下限としては、０．２ＭＰａＧが好ましく、０．２５ＭＰａＧがより好ましい。一方、分離槽５内の圧力の上限としては、０．４ＭＰａＧが好ましく、０．３５ＭＰａＧがより好ましい。分離槽５内の圧力が上記下限未満の場合、上記スラリーの蒸発率が十分に向上しないおそれがあると共に、スラリーの蒸発率を向上するために外部導入蒸気Ｓの圧力を過度に高める必要が生じるおそれがある。逆に、分離槽５内の圧力が上記上限を超える場合、設備コストが増加するおそれがある。
（固液分離工程）
　上記固液分離工程は、固液分離器４を用いて行われる。上記固液分離工程は、上記蒸発工程による水分蒸発後の脱水スラリーから液分を除去する。詳細には、上記固液分離工程は、上記脱水スラリーから油分Ａを分離する。上記固液分離工程によって上記脱水スラリーから上記油分Ａが分離されることで固形分Ｂ（ケーキ）が得られる。
　なお、上記固液分離工程によって分離された上記固形分Ｂは、別途設けられる乾燥工程によってさらに油分が蒸発されることで粉末状の固形燃料として得られる。また、この乾燥工程において、低品位炭の外面及び細孔内面が非揮発性成分によって被覆される。これにより、自然発火が防止された粉末状の固形燃料を得ることができる。
（その他の工程）
　当該固形燃料の製造方法は、上記スラリー調製工程、蒸発工程、固液分離工程及び乾燥工程の他、上記蒸発工程で得られた脱水スラリーの温度の低下を防止しつつ上記脱水スラリーの脱水を促進する過熱工程、上記乾燥工程で得られた粉末状の固形燃料を圧縮成型する圧縮成型工程等をさらに有していてもよい。
＜利点＞
　当該固形燃料の製造方法は、スラリーを第一の循環経路で予熱する工程と、予熱後のスラリーを第一の循環経路と異なる第二の循環経路で加熱する工程とを有するので、第一の循環経路でスラリーを予熱しつつ、この第一の循環経路による予熱と独立して第二の循環経路で予熱後のスラリーを加熱することができる。つまり、当該固形燃料の製造方法は、第一の循環経路でスラリーの一部を蒸発させ、第二の循環経路にスラリーの全量を通さないことで、各々の循環経路における熱交換効率の最適化を促進することができる。従って、当該固形燃料の製造方法は、上記スラリーに含まれる水分を効率的に蒸発させることができる。
　当該固形燃料の製造方法は、上記予熱工程及び加熱工程で、多管式熱交換器を用い、シェル側に加熱媒体、チューブ側に上記スラリーを供給することによって、上記スラリーを容易かつ確実に予熱及び加熱することができる。
　当該固形燃料の製造方法は、上記予熱工程の加熱媒体として上記蒸発工程で発生するプロセス蒸気を用いることによって、排熱を効果的に利用することができる。また、当該固形燃料の製造方法は、上記予熱工程の加熱媒体として上記蒸発工程で発生するプロセス蒸気を用い、上記加熱工程の加熱媒体として外部導入蒸気を用いることによって、各々の循環経路における熱交換率を容易かつ確実に高めることができる。さらに、このような構成によると、操業トラブル等によってプロセス蒸気の発生量が減少した場合でも、他方の加熱媒体として外部導入蒸気を用いているので上記スラリーに含まれる水分の蒸発率の低下を抑制することができる。
　当該固形燃料の製造方法は、上記予熱工程の加熱媒体として上記プロセス蒸気を用い、上記加熱工程の加熱媒体として外部導入蒸気を用いることによって、上記予熱工程における上記スラリー及びプロセス蒸気の熱交換率を容易かつ確実に高めることができる。つまり、当該固形燃料の製造方法は、上記予熱工程に供給される上記スラリーがある程度の温度を有するので、このスラリーとプロセス蒸気とを熱交換することによって、上記スラリーを効率的に予熱することができると共に、上記プロセス蒸気の凝縮を促進することができる。そのため、当該固形燃料の製造方法は、上記予熱工程における上記プロセス蒸気の熱変換率を高めることで排熱を効率的に利用することができる。特に、当該固形燃料の製造方法は、第一熱交換器３ａに導入される上記スラリーの供給温度、圧縮器６によって昇圧された圧縮プロセス蒸気の圧力等を上記範囲に調整することによって、上記プロセス蒸気の全凝縮を促進することができ、これにより分離槽５によって分離されたプロセス蒸気の全量を圧縮器６に供給することが可能となる。
　当該固形燃料の製造方法は、上記プロセス蒸気が圧縮されていることによって、上記予熱工程における上記スラリー及びプロセス蒸気の熱交換率をさらに高めることで排熱をさらに効率的に利用することができる。また、当該固形燃料の製造方法は、上記予熱工程において上記プロセス蒸気の凝縮を促進することができるので、上記蒸発工程で発生するプロセス蒸気の十分な量を圧縮に用いることができる。その結果、上記スラリー及びプロセス蒸気の熱交換量を飛躍的に高めることができる。
　当該固形燃料の製造装置１は、スラリーを第一の循環経路で予熱する第一熱交換器３ａと、予熱後のスラリーを上記第一の循環経路と異なる第二の循環経路で加熱する第二熱交換器３ｂとを有するので、第一の循環経路でスラリーを予熱しつつ、この第一の循環経路による予熱と独立して第二の循環経路で予熱後のスラリーを加熱することができる。つまり、当該固形燃料の製造装置１は、第一の循環経路でスラリーの一部を蒸発させ、第二の循環経路にスラリーの全量を通さないことで、各々の循環経路における熱交換効率の最適化を促進することができる。従って、当該固形燃料の製造装置１は、上記スラリーに含まれる水分を効率的に蒸発させることができる。
　当該固形燃料の製造装置１は、上記加熱後のスラリーからプロセス蒸気を分離する分離槽５と、上記プロセス蒸気を分離槽５から第一熱交換器３ａに供給する経路とを備えるので、排熱を効果的に利用することができる。また、当該固形燃料の製造装置１は、上記プロセス蒸気の熱量を的確に制御しつつこのプロセス蒸気と上記スラリーとの熱交換率を高めることができる。
［第二実施形態］
＜固形燃料の製造装置＞
　図２の固形燃料の製造装置４１は、スラリー調製槽２と、複数の加熱器４２と、固液分離器４とを主として備える。図２の固形燃料の製造装置４１は、加熱器４２を用いた予熱及び加熱の仕組みが異なる以外、図１の固形燃料の製造装置１と同様である。従って、以下においては加熱器４２の構成及び加熱器４２を用いた予熱及び加熱の仕組みについてのみ説明する。
（加熱器）
　複数の加熱器４２は、スラリー調製槽２で調製されたスラリーに含まれる水分を蒸発させる。複数の加熱器４２は、上記スラリーを第一の循環経路で予熱する第一熱交換器４２ａと、第一熱交換器４２ａによる予熱後のスラリーを第一の循環経路と異なる第二の循環経路で加熱する第二熱交換器４２ｂとを有する。
　第一熱交換器４２ａは、多管式熱交換器である。第一熱交換器４２ａのチューブ側の一端は、配管１２及び４３によってスラリー調製槽２の底部と接続されている。また、第一熱交換器４２ａのチューブ側の一端は、配管４３によって分離槽５の底部とも接続されている。さらに、第一熱交換器４２ａのチューブ側の他端は、配管４４によって分離槽５の側壁上部と接続されている。第一熱交換器４２ａと、第一熱交換器４２ａのチューブ側の他端及び分離槽５の側壁上部を接続する配管４４と、分離槽５と、分離槽５の底部及び第一熱交換器４２ａのチューブ側の一端を接続する配管４３とは、第一の循環経路を形成している。
　第一熱交換器４２ａは、スラリー調製槽２から供給される上記スラリーをチューブ側の一端から導入すると共に、予熱後の上記スラリーをチューブ側の他端に接続される配管４４を通して分離槽５に供給する。また、第一熱交換器４２ａには、分離槽５に供給される上記スラリーが、一端側の配管４３に配設されるポンプ４５によってチューブ側の一端から導入される。
　また、第一熱交換器４２ａは、外部から導入される外部導入蒸気Ｓをシェル側の一端から導入すると共に、上記スラリーとの熱交換後に生じる凝縮水Ｗをシェル側の他端から系外に排出する。
　第一熱交換器４２ａは、スラリー調製槽２から供給される上記スラリーに加えて分離槽５から供給される上記スラリーをチューブ側の一端から導入するので、チューブ側の一端から導入される上記スラリーの温度が適度に高められる。そのため、第一熱交換器４２ａは、上記外部導入蒸気との熱交換によって上記スラリーの温度を十分に高めることができる。その結果、第一熱交換器４２ａにより、配管４４を通して分離槽５に供給する上記スラリーの一部を分離槽５内で蒸発させることができる。
　第二熱交換器４２ｂは、多管式熱交換器である。第二熱交換器４２ｂのチューブ側の一端は、配管４６によって分離槽５の底部と接続されている。また、第二熱交換器４２ｂのチューブ側の他端は、配管４７によって分離槽５の側壁上部と接続されている。第二熱交換器４２ｂと、第二熱交換器４２ｂのチューブ側の他端及び分離槽５の側壁上部を接続する配管４７と、分離槽５と、分離槽５の底部及び第二熱交換器４２ｂのチューブ側の一端を接続する配管４６とは、第二の循環経路を形成している。
　第二熱交換器４２ｂは、分離槽５に供給される上記スラリーを配管４６に配設されるポンプ４８によってチューブ側の一端から導入する。また、第二熱交換器４２ｂは、加熱後の上記スラリーをチューブ側の他端からこのチューブ側の他端と分離槽５の側壁上部とを接続する配管４７を通して分離槽５に供給する。
　また、第二熱交換器４２ｂは、分離槽５の上部から回収されるプロセス蒸気を加熱媒体としてシェル側の一端から導入すると共に、チューブ側に導入される上記スラリーとの熱交換により生じるプロセス蒸気の凝縮液をシェル側の他端から凝縮液受器８に排出する。具体的には、分離槽５の上部と第二熱交換器４２ｂのシェル側の一端とが配管１８及び１９によって接続されている。かかる構成によって、分離槽５で分離されたプロセス蒸気は、配管１８及び１９を通してシェル側の一端から導入される。この配管１８及び１９は、上記プロセス蒸気を分離槽５から第二熱交換器４２ｂに供給する経路を形成している。
　第二熱交換器４２ｂは、分離槽５から供給される上記スラリーをチューブ側の一端から導入するので、チューブ側の一端から導入される上記スラリーの温度は十分高められている。そのため、第二熱交換器４２ｂに導入される上記スラリーは、第二熱交換器４２ｂで上記プロセス蒸気と熱交換されることによって分離槽５内で十分に蒸発する。
＜固形燃料の製造方法＞
　続いて、図２の当該固形燃料の製造装置４１を用いた当該固形燃料の製造方法について説明する。当該固形燃料の製造方法は、粉状の低品位炭及び油分の混合によりスラリーを調製する工程と、加熱により上記スラリーに含まれる水分を蒸発させる工程と、上記蒸発後のスラリーを固液分離する工程とを備える。当該固形燃料の製造装置４１を用いた当該固形燃料の製造方法におけるスラリー調製工程及び固液分離工程は、図１の固形燃料の製造装置１を用いた当該固形燃料の製造方法と同様のため説明を省略する。
（予熱工程）
　上記予熱工程は、スラリー調製工程で混合される上記スラリー及び分離槽５の底部から配管４３を通して送られる上記スラリーを第一熱交換器４２ａのチューブ側の一端から導入し、かつチューブ側の他端から分離槽５に供給する。また同時に、上記予熱工程は、加熱媒体を第一熱交換器４２ａのシェル側の一端から導入し、上記スラリーとの熱交換により上記加熱媒体が凝縮することで生じる凝縮水Ｗをシェル側の他端から排出する。また、第一熱交換器４２ａのシェル側の一端に導入される加熱媒体として、外部導入蒸気Ｓを用いる。
　第一熱交換器４２ａへの上記外部導入蒸気Ｓの供給圧の下限としては、０．４ＭＰａＧが好ましく、０．５ＭＰａＧがより好ましい。一方、第一熱交換器３２ａへの上記外部導入蒸気Ｓの供給圧の上限としては、０．７ＭＰａＧが好ましく、０．６ＭＰａＧがより好ましい。第一熱交換器３２ａへの上記外部導入蒸気Ｓの供給圧が上記下限未満の場合、飽和温度が低下し上記外部導入蒸気Ｓの温度を分離槽５内の温度以上に高められず、上記スラリーを十分加熱できないおそれがある。逆に、第一熱交換器３２ａへの上記外部導入蒸気Ｓの供給圧が上記上限を超える場合、設備コスト及び運転コストが増加するおそれがある。
　また、第一熱交換器３２ａへの上記外部導入蒸気Ｓの供給温度の下限としては、１５０℃が好ましく、１５５℃がより好ましい。一方、第一熱交換器３２ａへの上記外部導入蒸気Ｓの供給温度の上限としては、１７０℃が好ましく、１６５℃がより好ましい。第一熱交換器３２ａへの上記外部導入蒸気Ｓの供給温度が上記下限未満の場合、上記外部導入蒸気Ｓの温度が分離槽５内の温度以上とならず、上記スラリーを十分に加熱できないおそれがある。逆に、第一熱交換器３２ａへの上記外部導入蒸気Ｓの供給温度が上記上限を超える場合、設備コスト及び運転コストが増加するおそれがある。
　なお、上記予熱工程における第一熱交換器４２ａへの上記スラリーの供給温度としては、図１の固形燃料の製造装置１を用いた当該固形燃料の製造方法と同様とすることができる。
（加熱工程）
　上記加熱工程は、分離槽５の底部から供給される上記スラリーを第二熱交換器４２ｂのチューブ側の一端から導入し、かつチューブ側の他端から分離槽５に供給する。また同時に、上記加熱工程は、加熱媒体を第二熱交換器４２ｂのシェル側の一端から導入し、かつ上記スラリーとの熱交換後に生じる凝縮液をシェル側の他端から排出する。また、第二熱交換器４２ｂのシェル側の一端に導入される加熱媒体として、分離槽５の上部から配管１８及び１９を通して供給されるプロセス蒸気を用いる。詳細には、第二熱交換器４２ｂのシェル側の一端に導入される上記プロセス蒸気として、配管１８及び１９に連結される圧縮器６で圧縮された圧縮プロセス蒸気を用いる。
　上記圧縮プロセス蒸気の圧力の下限としては、０．５ＭＰａＧが好ましく、０．５３ＭＰａＧがより好ましく、０．５５ＭＰａＧがさらに好ましい。一方、上記圧縮プロセス蒸気の圧力の上限としては、０．６５ＭＰａＧが好ましく、０．６２ＭＰａＧがより好ましく、０．６ＭＰａＧがさらに好ましい。上記圧縮プロセス蒸気の圧力が上記下限未満の場合、第二熱交換器４２ｂのチューブ側の一端から導入される上記スラリーと十分に熱交換できないおそれがある。逆に、上記圧縮プロセス蒸気の圧力が上記上限を超える場合、設備コスト及び運転コストが増加するおそれがある。
　また、上記圧縮プロセス蒸気の温度の下限としては、１８５℃が好ましく、１９０℃がより好ましい。一方、上記圧縮プロセス蒸気の温度の上限としては、２０５℃が好ましく、２００℃がより好ましい。上記圧縮プロセス蒸気の温度が上記下限未満の場合、第二熱交換器４２ｂのチューブ側の一端から導入される上記スラリーと十分に熱交換できないおそれがある。逆に、上記圧縮プロセス蒸気の温度が上記上限を超える場合、設備コスト及び運転コストが増加するおそれがある。
　なお、分離槽５内の圧力としては、図１の固形燃料の製造装置１を用いた当該固形燃料の製造方法と同様とすることができる。
＜利点＞
　当該固形燃料の製造方法は、上記加熱工程の加熱媒体として上記蒸発工程で発生するプロセス蒸気を用いることによって、排熱を効果的に利用することができる。また、当該固形燃料の製造方法は、上記加熱工程の加熱媒体として上記蒸発工程で発生するプロセス蒸気を用い、上記予熱工程の加熱媒体として外部導入蒸気を用いることによって、上記プロセス蒸気の熱量を的確に制御しつつこのプロセス蒸気と上記スラリーとの熱交換率を高めることができる。さらに、このような構成によると、操業トラブル等によってプロセス蒸気の発生量が減少した場合でも、他方の加熱媒体として外部導入蒸気を用いているので上記スラリーに含まれる水分の蒸発率の低下を抑制することができる。
　当該固形燃料の製造装置４１は、上記加熱後のスラリーからプロセス蒸気を分離する分離槽５と、上記プロセス蒸気を分離槽５から第二熱交換器４２ｂに供給する経路とを備えるので、上記プロセス蒸気の熱量を的確に制御しつつこのプロセス蒸気と上記スラリーとの熱交換率を高めることができる。
［その他の実施形態］
　なお、本発明に係る固形燃料の製造方法及び固形燃料の製造装置は、上記態様の他種々の変更、改良を施した態様で実施することができる。例えば、複数の加熱器として、各々独立した循環経路を有する３器以上の熱交換器を用いてもよい。当該固形燃料の製造方法及び固形燃料の製造装置は、このように３器以上の熱交換器を用いることによって、スラリーの蒸発処理量をさらに高めることができる。また、このように３器以上の熱交換器を用いる場合、少なくとも１器の熱交換器の加熱媒体としてプロセス蒸気を使用するのが好ましい。
　当該固形燃料の製造方法及び固形燃料の製造装置は、スラリーを第一の循環経路で予熱すると共に、予熱後のスラリーを第一の循環経路とは異なる第二の循環経路で加熱するものである限り、必ずしも予熱工程又は加熱工程で用いる加熱媒体としてプロセス蒸気を用いなくてもよい。また、予熱工程又は加熱工程でプロセス蒸気を用いる場合であっても、このプロセス蒸気は必ずしも圧縮されている必要はない。
　さらに、当該固形燃料の製造方法及び固形燃料の製造装置で用いられる熱交換器は必ずしも多管式熱交換器である必要はない。
　また、上記分離槽の脱水スラリーは、第一の循環経路から上記過熱器に供給する必要はなく、第二の循環経路から上記過熱器に供給してもよい。
　以下、実施例によって本発明をさらに詳細に説明するが、本発明はこれらの実施例に限定されるものではない。
（実施例１）
　図１の固形燃料の製造装置１を用い、スラリー調製槽２での低品位炭と灯油との混合によってスラリーを調製した上、このスラリーを第一熱交換器３ａのチューブ側の一端に供給した。また同時に、分離槽５の底部からのスラリーについても上記スラリー調製槽２によって調製されたスラリーとあわせて第一熱交換器３ａのチューブ側の一端に供給した。第一熱交換器３ａに供給されるスラリーの温度を測定したところ、６５℃であった。一方、分離槽５で分離され、圧縮器６によって昇圧された圧縮プロセス蒸気を第一熱交換器３ａのシェル側の一端に供給した。圧縮器６によって昇圧された圧縮プロセス蒸気の圧力は０．５８ＭＰａＧ、温度は１９３℃であった。
　また、分離槽５の底部からのスラリーを第二熱交換器３ｂのチューブ側の一端に供給した。第二熱交換器３ｂに供給されるスラリーの温度を測定したところ、１４８℃であった。一方、第二熱交換器３ｂのシェル側の一端から外部導入蒸気を供給した。この外部導入蒸気の供給圧は０．６ＭＰａＧ、供給温度は１６０℃であった。また、第二熱交換器３ｂのチューブ側の他端から分離槽５に送られるスラリーの温度を測定したところ、１４６℃であった。なお、分離槽５内の圧力は０．３０ＭＰａＧに保持されるよう調整した。
（実施例２）
　図２の固形燃料の製造装置４１を用い、スラリー調製槽２での低品位炭と灯油との混合によってスラリーを調製した上、このスラリーを第一熱交換器４２ａのチューブ側の一端に供給した。また同時に、分離槽５の底部からのスラリーについても上記スラリー調製槽２によって調製されたスラリーとあわせて第一熱交換器４２ａのチューブ側の一端に供給した。第一熱交換器４２ａに供給されるスラリーの温度を測定したところ、６５℃であった。一方、第一熱交換器４２ａのシェル側の一端から外部導入蒸気を供給した。この外部導入蒸気の供給圧は０．６０ＭＰａＧ、供給温度は１６０℃であった。
　また、分離槽５の底部からのスラリーを第二熱交換器４２ｂのチューブ側の一端に供給した。第二熱交換に４２ｂに供給されるスラリーの温度を測定したところ、１４８℃であった。一方、分離槽５で分離され、圧縮器６によって昇圧された圧縮プロセス蒸気を第二熱交換器４２ｂのシェル側の一端に供給した。圧縮器６によって昇圧された圧縮プロセス蒸気の圧力は０．６０ＭＰａＧ、温度は２００℃であった。また、第二熱交換器４２ｂのチューブ側の他端から分離槽５に送られるスラリーの温度を測定したところ、１５０℃であった。なお、分離槽５内の圧力は０．３０ＭＰａＧに保持されるよう調整した。
［第一熱交換器の伝熱性評価］
　実施例１の第一熱交換器３ａのシェル側の一端に供給されたプロセス蒸気は熱交換器３ａで全凝縮された。また、これにより圧縮器６へプロセス蒸気を全量供給することが可能となった。さらに、実施例１の第一熱交換器３ａの熱交換量は実施例２の第一熱交換器４２ａの熱交換量に比べて３割増加した。
［第二熱交換器の伝熱性評価］
　実施例１の第二熱交換器３ｂではスラリーの供給温度及び排出温度が全体的に上昇したため、外部導入蒸気の熱が顕熱としてよりも潜熱として利用され、小さな温度差でも熱交換量が増加した。具体的には、実施例１の第二熱交換器３ｂの伝熱係数は実施例２の第二熱交換器４２ｂの伝熱係数に比べて約５割増加した。
　本出願は、出願日が２０１４年１２月８日である日本国特許出願、特願第２０１４－２４８４０５号を基礎出願とする優先権主張を伴う。特願第２０１４－２４８４０５号は参照することにより本明細書に取り込まれる。
　以上説明したように、本発明の固形燃料の製造方法及び固形燃料の製造装置は、熱交換効率を高めることでスラリーに含まれる水分を効率的に蒸発させることができるので、低コストかつ高効率で固形燃料を得ることができる。
　１　固形燃料の製造装置
　２　スラリー調製槽
　２ａ、５ａ、７ｃ　攪拌機
　３　加熱器
　３ａ　第一熱交換器
　３ｂ　第二熱交換器
　４　固液分離器
　５　分離槽
　６　圧縮器
　７　過熱器
　７ａ　過熱槽
　７ｂ　第三熱交換器
　８　凝縮液受器
　９　凝縮器
　１０　油水分離器
　１１　タンク
　１２、１３、１４、１８、１９、２０、２１、２３、２５、２７、３０、３１、３２　配管
　１５、１７、２２、２９、３３、３５、３７、３８　ポンプ
　１６、２４、２６、２８、３６　コントロールバルブ
　４１　固形燃料の製造装置
　４２　加熱器
　４２ａ　第一熱交換器
　４２ｂ　第二熱交換器
　４３、４４、４６、４７　配管
　４５、４８　ポンプ
　Ａ　油分
　Ｂ　固形分
　Ｃ　廃水
　Ｓ　外部導入蒸気
　Ｘ　低品位炭
　Ｗ　凝縮水

Claims (7)

  1. 　粉状の低品位炭及び油分の混合によりスラリーを調製する工程と、
    　加熱により上記スラリーに含まれる水分を蒸発させる工程と、
    　上記蒸発工程後のスラリーを固液分離する工程と
    　を備える固形燃料の製造方法であって、
    　上記蒸発工程が、
    　上記スラリーを第一の循環経路で予熱する工程と、
    　上記予熱後のスラリーを上記第一の循環経路と異なる第二の循環経路で加熱する工程と
    　を有することを特徴とする固形燃料の製造方法。
  2. 　上記予熱工程及び加熱工程で、多管式熱交換器を用い、シェル側に加熱媒体、チューブ側に上記スラリーを供給する請求項１に記載の固形燃料の製造方法。
  3. 　上記予熱工程及び加熱工程のいずれか一方の加熱媒体として上記蒸発工程で発生するプロセス蒸気を用い、他方の加熱媒体として外部導入蒸気を用いる請求項１又は請求項２に記載の固形燃料の製造方法。
  4. 　上記予熱工程の加熱媒体が上記プロセス蒸気、上記加熱工程の加熱媒体が外部導入蒸気である請求項３に記載の固形燃料の製造方法。
  5. 　上記プロセス蒸気が圧縮されている請求項４に記載の固形燃料の製造方法。
  6. 　粉状の低品位炭及び油分を混合するスラリー調製槽と、
    　上記スラリーに含まれる水分を蒸発させる複数の加熱器と、
    　上記水分蒸発後のスラリーから液分を除去する固液分離器と
    　を備える固形燃料の製造装置であって、
    　上記複数の加熱器が、
    　上記スラリーを第一の循環経路で予熱する第一熱交換器と、
    　上記予熱後のスラリーを上記第一の循環経路と異なる第二の循環経路で加熱する第二熱交換器と
    　を有することを特徴とする固形燃料の製造装置。
  7. 　上記加熱後のスラリーからプロセス蒸気を分離する分離槽と、
    　上記プロセス蒸気を分離槽から第一熱交換器又は第二熱交換器に供給する経路と
    　をさらに備える請求項６に記載の固形燃料の製造装置。
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