从矿物燃料燃烧和煤气化的烟气分离微粒 【相关申请的交叉引用】
本申请是1993年8月17日提交的顺序号08/108,155申请的部分继续申请，后一申请通过引用合并于本申请，该后一申请是1991年8月26日提交而现已放弃的顺序号07/749,782申请的继续申请。政府合同引用
本发明的研制受美国能源部合同DE-AC21-91MC 27259的部分支持。因此，美国政府可以拥有本发明的部分权利。发明背景
本发明涉及从主要在公用发电和煤的气化与燃烧中的高温高压(HTHP)气体中分离微粒(颗粒)。尤其是，本发明涉及通过在具有一个立管(standleg)的过滤容器内形成移动颗粒床过滤器(MGBF)来实现此种分离，该立管被设计用于从通过过滤容器的气体中最有效地除去微粒。在该移动颗粒床过滤器的顶部表面上可以提供一个同样为颗粒床形式的第二级过滤，以除去已知由于移动颗粒床过滤器地移动而被重新夹带入清洁气流内的大部分微粒。
本发明可以适用的发电系统的典型为加压流化床燃烧(PFBC)、集成煤气化联合循环(IGCC)和直接煤燃料涡轮机(DCFT)。但是，可以理解，除了发电的目的或PFBC、IGCC或DCFT以外，本发明还可适用于其它系统。
已知的移动颗粒床过滤器通常由作为过滤介质的颗粒组成。此种已知的颗粒系统紧密填充并以燃气中微粒流动的约40倍至100倍的质量速率移动。根据先有技术的说明，床的介质通常为氧化铝(Al2O3)颗粒或在产生过滤操作的温度下化学稳定的其它化合物。但是，氧化铝颗粒等很贵，因此必须回收通过床的颗粒，以便以合理的成本作业。这种回收移动床介质的必要性引入设计的复杂性、要求不合理的大型工厂和妨碍稳妥而可靠的操作。此外，对回收的需求带来对床介质清洗的要求、返回颗粒的提升管的磨损、颗粒变质、上升气体的重新压缩和由温度与压力降及压力平衡造成的复杂性。
典型的颗粒床过滤器设置成颗粒向下流动而气体向上流动。通过装置的气体速度限于颗粒不会因气体向上流动而流化。典型的颗粒床过滤器直径大，并需要复杂的装备来将颗粒均匀地分布到顶部表面上，以产生通过装置的可以接受的颗粒和气流。
因此，需要一种改善的过滤系统来以可靠而成本效益高的方式从气体中除去绝大部分微粒。本发明提供一种能满足该需要的系统。发明概要
根据本发明，提供一种改进的移动颗粒床过滤器的机械构型，该移动颗粒床过滤器将颗粒可靠地分布在过滤器上并使得能够以气体中微粒流动的大约10至40倍的小的质量流率进行操作。颗粒可以用常规的气动系统重新循环，或者可以将从过程来的灰分制成丸粒，以用作移动颗粒床过滤器的介质。本发明提供一种从气体中分离微粒的方法，在该方法的实际应用中，气体通过一个或多个移动颗粒床过滤器组件。在一种装置中，过滤元由从矿物燃料燃烧或从煤气化过程得到的灰分的丸粒或团粒组成。因为灰分是消耗性的，所以它不需要回收，也即过滤元通过床仅仅一次。从而消除了介质回收的复杂性和问题。此外，因为灰分被制成丸粒，所以减少了处理灰分的问题，灰分体积被减少约25％，改善了对滤取的阻力。而且，每个组件的过滤容器内部的立管设计能够从燃气中最有效地除去微粒。如果需要极高的效率，可以增加一个在移动床上面形成的第二级过滤床，以除去由于移动颗粒床过滤器的移动而被重新夹带入清洁燃气流的绝大部分微粒。
灰分通常从燃烧器或气化器的底部除去。此外，气体在其通向能量转化器的路径上，通过一个或多个旋风分离器，后者分离出微粒，例如飞灰。在本发明的实际中，从燃烧器或气化器底部来的灰分和从一个或多个旋风分离器来的灰分最好合在一起用作移动颗粒床过滤器的床介质。灰分被制粒而成为较大的团粒，而后通过每个移动颗粒床过滤器组件。制粒过程最好根据本发明所述，因为，如果该床由小粉粒形成，被处理的气体将夹带粉粒。另外，床介质也可用特别制取的氧化铝颗粒形成。
为了有效地处理气体以分离微粒，每个组件包括一个根据本发明的具有侵入管(料封管)和立管的容器。床的介质通过侵入管向立管供给。侵入管将过滤元介质释放在一个具有截锥形表面的堆上，该表面从立管的床介质入口的上游端部或其附近延伸。侵入管长度相当长，以抑制过滤器容器中接受并通过该立管的气体的回流。
当床介质过滤元流出立管时，它们同时积聚成具有截锥形表面的堆。当受污染的气体通过立管时，气体中的微粒主要沉积在立管入口处形成的堆的上截锥形表面附近，而清洁气体通过在立管出口处形成的堆的下截锥形表面流出。在立管出口下方的堆的下截锥形表面的面积显著大于立管入口处的堆的上截锥形表面，为清洁的或处理后气体的排放提供一个大面积。为了改进微粒的脱除，可以在立管出口附近形成的移动过滤元床介质的堆的下截锥形表面的顶部上提供一个第二级的过滤元床介质的堆，具有断续的或连续的床介质流。
在本发明的实际应用中，移动颗粒床过滤组件可以连续地或断续地操作。如果床介质被连续除去，可以不需要清洗污染物沉积床。床被紧密填充，具有50％或小于50％的空隙。微粒被捕集在形成床的丸粒的表面。当继续输送燃气时，床表面上积聚结块。在继续操作中，结块在移动床中逐渐移去。间断操作包括料斗(或容器)出口处的一个阀。该阀通常关闭，但它随着床的丸粒上的粉尘产生的压力降的增加而打开。
在测定本发明的立管-移动颗粒床过滤的效能的冷流动模拟试验中，以及在模拟加压流化床燃烧条件的高温高压试验中，获得了大于99.9％的脱除效率。
附图简述
结合附图参照下述说明，可以更好地理解本发明的机构及其操作方法以及本发明的其它目的和优点，附图中：
图1是流程框图，表示本发明的一个实施例并例示本发明方法的实际应用；
图2是一种组件的侧视图和部分纵向截面图，该组件用于产生根据本发明并用于本发明方法实际应用的移动颗粒床过滤器；
图3是类似于图2但表示移动颗粒床过滤器的视图；
图3a是图2所示组件在立管出口邻近处的一部分的细部图；
图4是基本上示意的侧视图，表示本发明适用于加压流化床燃烧；以及
图5是表示根据本发明的过滤容器的各种实施例的示意图。
优选实施例详述
在附图所示的发电设备11中，一次能源为反应器13，从该反应器得到通常由矿物燃料的加压流化床燃烧(PFBC)产生的气体。反应器13代表任何产生气体的气源，而在实际中，可以是一个燃烧器或一个煤的气化器。反应器中产生的热量可以同时用于产生蒸气，供通过蒸气管线15驱动蒸气涡轮之用。碎煤、粉状白云石和空气分别通过导管17、19和21供入反应器13。白云石形成流化床23并用于从煤中至少部分除去二氧化硫的附加目的。反应器得通常在1550°F(843℃)的温度和10大气压(103 330kg/m2)的压力下工作。燃烧带来的灰分沉积在反应器13的底部。
在反应器的典型应用中，气体由导管25引导到旋风分离室27，后者除去飞灰的绝大部分。从旋风分离室27出来，气体由导管29送入移动颗粒床过滤器组件31(其中之一示于图2和图3)，这些过滤器组件31排列成组合(集束)33(其中两个组合示于图4)。从旋风分离器27得到的灰分与沉积在反应器13底部的灰分结合，在粒化后用作每个组件31中的床85(图3)。如本文中所用的，关于移动颗粒床过滤器的介质，术语“灰分”包括沉积在反应器13(图1)或燃烧矿物燃料的其它类似设施底部的灰分，以及在燃烧过程中从旋风分离器27或类似设备得到的形成移动颗粒床过滤器的部分介质的灰分如果有的话。
从旋风分离器27和反应器13底部来的飞灰由导管37和39送入制粒机41，后者使用常规方法将灰分小粉粒转化为较大的丸粒。灰分丸粒当压实时可以为基本上球形或圆柱形，通常直径为约1/4至1/2英寸(0.6至1.3cm)。
在本发明的实施中，可能必须在大气压力下完成制粒过程。为了达到该目的，从反应器13底部来的灰分和从旋风分离器27来的灰分通过导管37和39通过活底料斗(闭锁料斗)43(用虚线表示)送入制粒机41。粘结剂(如石灰和水或各种粘土)通过导管45送入制粒机41。
从制粒机41来的丸粒通过导管49送入存储料斗47。然后丸粒通过导管51送入缓冲料斗53，后者通过提供缓冲容量而使灰分丸粒的流动达到稳定。然后丸粒通过进料斗55送入组合33的移动颗粒床过滤器组件31。在目前的设备中有四个组合33，其中两个组合示于图4。另外，每个组合33有四个组件31，对图4中所示的每个组合各示出两个组件。每个组合33通过一个缓冲料斗53供送，而每个组件31通过一个进料斗55送料。在制粒机41以大气压力操作的场合，缓冲料斗53和进料斗55为活底料斗，它们用于随着丸粒流入移动颗粒床过滤器组件31而给丸粒重新加压。
颗粒床通过组件31的流动受水冷回转阀57(图1)或通过螺旋进料机控制。通过阀57的丸粒经过导管59送入活底料斗61和63，它们操作，以使丸粒减压。从活底料斗63出来，丸粒在阀65的控制下被排入废物处理容器。处理过的气体由过滤器组件31通过导管67排放，然后驱动一个能量转化器69，例如一个或多个涡轮机。最后，气体被排放。被排放的“干净的”处理后的气体已没有微粒。
现在参照图2、3和3a描述根据本发明的移动颗粒床过滤器组件31。该组件包括一个具有灰分丸粒进料斗73和出口75的圆形横截面的不透气容器71。丸粒在滑动阀79的控制下从进料斗73流入侵入管77，滑动阀只有完全打开和完全关闭的位置。从侵入管77，丸粒流入立管81形成床85(图3)。根据本发明的一个重要方面，立管81有一个从圆筒形中央部分84的上游端伸出的截锥形入口83和一个从圆筒形部分的下游端伸出的截锥形出口裙部105。侵入管77伸入截锥形立管入口83，其长度能显著地阻止气体回流。丸粒从立管81流入料斗87，然后在阀57的控制下通过容器出口75流出。
容器71有一个气体入口91，该入口在靠近容器的顶部处开口并沿切向将气体送入容器。容器还有一个气体出口93，该出口的开口对着立管81。因此，根据本发明的另一个重要方面，气体和丸粒两者通过床85的流动基本上是同向的，也就是垂直向下，而不是反向的。气体/丸粒流动的同向性质降低了气体使床流化的趋向。这是一个希望有的特点，因为流化作用将使微粒被重新夹带入气体，从而损害了除去微粒的最终有效性。因此，可以安全地使用比否则的情况下可能的气体速度更高的气体速度。使用较高的气体速度可以减小容器71的直径并简化必须将丸粒引入容器的方式。
丸粒的流动用图3中的小点表示。当丸粒从侵入管77流入立管81时，形成丸粒堆95，其上部积聚在截锥形立管入口83中。这个丸粒堆95的上部有一个基本上截锥形的表面97。该休止角被定义为如果丸粒沉积在平面上时丸粒堆表面将形成的角，它基本上是丸粒本身的物理性能。根据本发明，图3中表示的丸粒堆表面97相对于水平面的角度X等于与丸粒有关的休止角。这保证表面97有一个大面积。
在立管入口83的下方，丸粒通过立管81流动并积聚在料斗87的上方，料斗87位于丸粒堆95的下部99中。丸粒堆95的下部99具有截锥形表面101，其面积显著大于丸粒堆上部的表面97的面积。
通过气体入口91进入的气体扫过表面97的周围，穿透通过表面下方的丸粒并与颗粒床同向向下移动。截锥形立管入口83的目的是产生表面97，使得为进入气体提供一个与移动床的丸粒反应的相当大的面积。当气体从截锥形立管入口83通入立管圆筒形部分84时，其速度增大。气体中的残留飞灰被捕集并积聚在截锥形表面97上和堆95中。最终气体通过床而将任何残留微粒留在丸粒上并通过较大的截锥形表面101流出。
当气体流出立管81的圆筒形部分84时，立管81和容器71之间直径的增大造成平均气体速度的下降。然而，如果不存在下面讨论的外裙部105，那么就会存在局部高气流并产生微粒被重新夹带入向着气体出口93向上流动的气体中的情况。
因此，根据本发明，如图3a中最清楚地看到的，立管81的排放端部形成一个扩口的截锥形裙部105，该裙部至少从立管的圆筒形部分84向容器71的表面伸出一部分。通常，裙部105伸出足够远，盖住丸粒堆表面101的至少20％。
最好是，裙部105有穿孔88，这些孔允许一部分气体通过裙部流出，由此有助于气流的分布。裙部105中孔88的直径最好小于最小的丸粒，由此阻止丸粒通过裙部。因为裙部105只在表面101的上部伸出，所以即使在裙部105中孔88被堵塞的非常事件中，通过表面101的处理过的气体也继续通过表面101的没有被裙部盖住的部分而流动。虽然图示的立管81的截锥形出口是由与立管的圆筒形部分84整体形成的裙部105形成的，但也可以将一个筛网或其它穿孔部件连接在圆筒形部分84上，从而形成截锥形出口。
根据本发明，裙部105使气体能够逐渐膨胀，因此，当气体从立管81流出时，其速度逐渐减小。这种逐渐的膨胀阻止产生局部化的高速气体，否则这种高速气体可能向着容器的气体出口93向上流动而夹带微粒。
根据本发明的另一重要方面，如图3a中所示，裙部105相对于水平线形成角Y，该角大于与床85中丸粒有关的休止角。裙部105使直接在其下面的床表面101的那部分符合其表面，使得丸粒堆表面101的这部分形成一个大于休止角的角Y，由此增大表面101的面积。这种表面积的增大减小了通过表面101的气体速度。
因此，裙部105用于尽可能减小移动床85在立管81下流化的趋向，这种流化的趋向会造成粉粒的重新夹带。事实上，用石屑作为床介质，最小流化速度为6.1英尺/秒(1.83m/S)时，在速度最高达13.4英尺/秒(4.02m/S)的立管表面速度下进行的冷流动试验中未观察到流化现象。
在从立管81出来后，形成床85的丸粒堆95通过阀57移出，或者是连续地或者是断续地，使得产生过滤元丸粒的相对运动或跌落，特别是在表面101处或靠近表面101处。当气流垂直转弯向上并通过表面101流出时，这种相对运动已经被发现使过滤元丸粒收集的一定部分的微粒重新被夹带到气流中。
因此，根据本发明的另一重要方面，可以在丸粒堆表面101的顶上提供一种第二级的过滤元堆11，或者是断续的或者是连续的。该第二床堆110用于从通过丸粒堆表面101流出的气体除去重新夹带的微粒。第二堆110包括以下面参照图5e和5f讨论的方式从立管81外部提供的过滤元并可以是与第一堆95的过滤元相同或不同的成分。在通过表面101流动后，气体以反向流动方式通过第二堆110向上流动，然后作为基本上除去微粒的处理后气体通过气体出口93。然后将处理后的气体送入能量转化器69(图1)。
因此，本发明提供两级微粒脱除，第一级是气体和通过立管81的移动床介质的同向流动。大部分微粒在这一级中被收集。第二级包括反向流动，当床向下移动时气体向上流动通过第二堆110的床介质，第二级并用于捕集已经被重新夹带到气流中的微粒。应当注意到，第二堆110堆叠在堆95的表面101上，这样，因为第一堆正在移动，所以从第二堆来的过滤元将最终与第一堆的过滤元共同混合。但是，第二堆110的向下移动速率可以显著小于第一堆95的向下移动速率。第一堆95和第二堆110两者的床移动的相对量可以根据料斗系统的设计而受到控制。
床85可以连续地或断续地流动。对于断续流动，阀57可以根据压力降测量装置103而操作。阀57通常被关闭。当微粒积聚在表面97上时，当气体通过床时气体的压力降增大。在预定的压力降下，阀57被开放而丸粒床和捕集的微粒通过该阀排放。然后阀57重新关闭而微粒重新积聚。通过侵入管77输送的丸粒维持合适的表面97和101。
图5a-5f表示根据本发明的过滤容器71的优选实施例。在图5a中，立管81包括一个截锥形立管入口83、一个直的圆筒形中心部分和一个整体结合的截锥形立管出口裙部112。在图5b所示的实施例中，没有直的圆筒形部分而立管包括截锥形立管入口83和立管出口112。图5c和5d中所示的实施例分别类似于图5a和5b中所示的实施例，但立管出口裙部的一部分在114处穿孔。图5e和5f表示提供过滤元用的入口116，该过滤元形成立管外部的第二堆110。在图5e所示的实施例中，入口116为第二堆110连续供给过滤元。如图5f中所示，可以通过入口116断续地提供第二堆110用的过滤元。
表I提供将本发明用于加压流化床燃烧工厂和直接煤燃料涡轮机(DCFT)工厂的主要数据，每个工厂以330兆瓦电功率操作。
在工厂操作中，从加压流化床燃烧和煤气化器得到的底部灰分和旋风分离器捕集物被收集并在制粒机41中制成直径约1/4至1/2英寸(0.6至1.3cm)的丸粒，以用作移动颗粒床过滤器用的介质。但是，如果直径大于1/2英寸(1.3cm)的灰分粉粒的百分率很小，在制粒操作之前可以进行简单的筛分。
表I 加压流化床燃烧 煤的气化器 直接煤燃料涡轮机 工厂容量(MWe) 330 330 330 气体温度 1150°F(843℃)1200°F(649℃) 1850°F(1010℃) 压力 (psia)(g/cm2) 215(15,115) 295(20,739) 183(12,796) 气体流量(lb/hr) (kg/hr) (acfm) (m2/min) 2,885,000 (1,311,364) 165,240 (4,679) 1,050,532 (477,515) 43,927 (1,244) 8,018,227 (3,644,649) 625,422 (17,710) 气体中飞灰流量 (lb/hr) (kg/hr) (ppmw) 1,442至7,212 (655至3,278) 500至2,500 2,388 (1,085) 2,272 4,000 (1,818) 500 底部灰分流量 (lb/hr) (kg/hr) 28,255 (12,843) 40,000 (18,182) 旋风分离器捕集 量(lb/hr) (kg/hr) 41,832至36,062(19,015至16,392) 35,833 (16,288) 57,826(炉渣) (26,285) 固体废物(lb/hr) (kg/hr) 71,529 (32,513) 75,833 (35,555) 61,826 (28,103) 移动颗粒床过滤 器介质飞灰比 48.6至8.9 31.8 14.5 最大压降(psi) 5 5 5 (gm/cm2) (352) (352) (352) 最大温度降 4°F(2.2℃) 15°F(8.3℃) 10°F(5.6℃) 粉粒脱除效率 (％) 95至99 99 98最大出口粉尘聚 集(ppmw) 25 69 9
加压流化床燃烧工厂中的旋风分离器总捕集量的范围为36,062至41,832lb/hr(16,392至19,015kg/hr)，取决于旋风分离室效率。假定所有底部灰分和旋风分离器捕集物都被制粒而提供移动颗粒床过滤器用的床介质，那么上述范围给出移动颗粒床过滤器的介质/飞灰比为8.9至48.6(表1)。在KRW煤气化器的情况下，该比例为31.8。这些比例很好地落在冷流动和高温模拟试验中实验使用的床材料/微粒比10至40的所要范围内。事实上，如果断续地操作移动床而使薄微粒层能够积聚在床表面上，那么移动颗粒床过滤器介质/飞灰比甚至能更小。
在直接煤燃料涡轮机工厂的情况下，急冷的炉渣已经成颗粒烧结形状，可以使用系统压力下的简单筛选来恢复所要的尺寸比率以用作移动床介质。不需要对灰分烧结构进行消压和对床介质进行重新加压。
对移动颗粒床过滤器介质的灰分处理和制粒操作可以采用若干选择方案。一种替代方案是将压力从锅炉13中的压力减小到大气压力并在大气压力下进行必要的筛选、粉化(如果必要)和制粒成灰分丸粒。灰分丸粒而后通过气动或机械输送到活底料斗中重新加压，以输送到移动颗粒床过滤器中。或者是，可以在加热和/或加压条件下完成制粒过程。
对于丸粒输送，可以使用机械输送或气动输送。可以使用常规的活底料斗系统来对丸粒加压以送入移动流化床过滤器。常规的活底料斗系统也可以用于介质压力减小。另外，可以使用在美国能源部赞助下由气体技术研究所开发的节流管排放系统(RPDS)的概念来对固体进行连续的消压。
表II提供330MWe的加压流化床燃烧、煤的气化和直接煤燃料涡轮机用的组件31及有关的缓冲料斗53和进料斗55的典型尺寸。
表II表明，330MWe的加压流化床燃烧工厂使用十六个组件31。这十六个组件排列成四个组合33(其中两个示于图4)，每个组合有四个组件31(其中对图4所示两个组合中的每个组合各示出两个组件)。从加压流化床燃烧来的全部灰分通过四个独立的灰分制粒机41(图4中未示出)处理，进料给四个灰分丸粒缓冲料斗53，一个料斗对每一个组合。每个灰分丸粒缓冲料斗53通常为直径10英尺(3m)而高约25英尺(7.5m)，其容量为每小时丸粒流量的三倍。灰分丸粒转移到这些料斗中可以用机械方法或气动方法。选择输送系统的一个重要考虑是尽可能减小灰分丸粒的磨损和爆裂。因为所有工厂灰分都制成丸粒，所以工厂的灰分废物为丸粒形状，这便于搬运和处置。
表II 加压流化床 燃烧 煤的气化器直接煤燃料涡 轮机 立管-移动颗粒 床过滤器 立管81直径(英尺)(m) b(1.8) b(1.8) b(1.8) 立管高度(英尺)(m) 3(0.9) 3(0.9) 3(0.9)侵入管77直径(英尺)(m) 4(1.2) 4(1.2) 4(1.2) 侵入管高度(英尺)(m) 4(1.2) 4(1.2) 4(1.2) 容器71直径(英尺)(m) 13(4.0) 13(4.0) 13(4.0) 容器高度(英尺)(m) 30(9.1) 30(9.1) 30(9.1) 组件31的数目 16 4 36 丸粒进料斗55(图4)： 容器直径(英尺)(m) 5(1.5) 5(1.5) 5(1.5) 容器高度(英尺)(m) 15(4.6) 15(4.6) 15(4.6) 组件数目 16 4 36丸粒缓冲料斗53(图4) 容器直径(英尺)(m) 容器高度(英尺)(m) 10(3) 25(7.6) 10(3) 25(7.6) 10(3) 25(7.6) 组件数目 4 1 9
每个灰分丸粒缓冲料斗53给安置在四个移动颗粒床过滤器31顶上的四个活底料斗55(图4仅示出其中的两个)进料。每个灰分丸粒进料的活底料斗为直径5英尺(1.5m)和高15英尺(3.5m)。进料斗始终保持在系统压力下，而灰分丸粒缓冲料斗周期性地位于系统压力和大气压力之间。灰分丸粒通过重力从活底料斗经过4英尺(1.2米)的侵入管77(图4中未示出)送入移动颗粒床过滤器。
加压流化床燃烧工厂的全套立管-移动颗粒床过滤器可以树立在一个60英尺(18m)乘60英尺(18m)的地区内，最大高度约100英尺(30m)。
对于330MWe的煤气化器，需要一个组合的四个移动颗粒床过滤器组件31。在直接煤燃料涡轮机工厂的情况下，由于气体气流速明显较高，需要九个组合共36个移动颗粒床过滤器组件31。
虽然此处已经公开了本发明的优选实施例，但对其可以进行许多修改。除了迄今为止先有技术的精神所需要的以外，本发明不受限制。