本發(fā)明涉及煤氣化技術(shù)領(lǐng)域，具體地涉及一種分級(jí)配風(fēng)的循環(huán)流化床氣化裝置以及一種分級(jí)配風(fēng)的循環(huán)流化床氣化方法。

背景技術(shù)：

作為一種高效清潔的潔凈煤技術(shù)，煤氣化技術(shù)是一種將煤炭等固態(tài)一次能源轉(zhuǎn)化為氣態(tài)清潔二次能源的主要途徑，該技術(shù)主要用于合成氨、合成甲醇、制氫、高爐還原煉鐵等化工冶金行業(yè)、聯(lián)合循環(huán)發(fā)電領(lǐng)域、工業(yè)和民用燃?xì)忸I(lǐng)域以及其它諸多領(lǐng)域中。

按固體燃料的運(yùn)動(dòng)狀態(tài)分類，現(xiàn)代煤氣化工藝主要包括移動(dòng)床(又稱固定床)氣化法、氣流床氣化法和流化床氣化法。流化床煤氣化技術(shù)是最早工業(yè)化的氣化工藝，其工藝為將具有一定壓力的氣化劑從床層下部經(jīng)過布風(fēng)板吹入，將床上的碎煤托起，當(dāng)氣化劑上升時(shí)，煤粒呈懸浮狀態(tài)運(yùn)動(dòng)，上下翻滾，與氣化劑充分接觸進(jìn)行氣化反應(yīng)。在此類技術(shù)中，包括傳統(tǒng)的流化床煤氣化技術(shù)和近年來發(fā)展起來的循環(huán)流化床煤氣化技術(shù)。其中，與傳統(tǒng)的流化床煤氣爐相比，循環(huán)流化床煤氣化爐帶有高循環(huán)量的物料循環(huán)回路，燃料在爐內(nèi)停留時(shí)間極大延長，具有煤種適用性強(qiáng)、氣固混合充分、氣化反應(yīng)速率高、整個(gè)反應(yīng)器溫度均勻、可添加石灰石進(jìn)行爐內(nèi)脫硫等優(yōu)點(diǎn)。

循環(huán)流化床煤氣化爐的結(jié)構(gòu)性能受到流態(tài)化規(guī)律的制約，其優(yōu)點(diǎn)得益于此，同時(shí)，也由此帶來了不利的影響，例如，常規(guī)的循環(huán)流化床煤氣化爐存在如下問題：一、爐內(nèi)物料混合均勻，溫度均勻，而生產(chǎn)煤氣客觀上要求爐內(nèi)必須保持還原性氣氛，也就是說爐內(nèi)物料必須保持較高的含碳量，這就使得循環(huán)流化床煤氣化爐的底渣和飛灰含碳量高；二、在常規(guī)的循環(huán)流化床煤氣化爐中，氣化劑及原料煤的給入位置決定了爐膛的中上部處于還原區(qū)，并且物料濃度高，為獲得較高的氣化效率需要大量的熱量，但現(xiàn)有技術(shù)為該區(qū)域提供的熱量相對不足，這影響了氣化效率的提高。

技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：

本發(fā)明的目的在于至少部分地克服現(xiàn)有技術(shù)的缺陷，提供一種循環(huán)流化床氣化裝置以及氣化方法，利用該循環(huán)流化床氣化裝置和氣化方法，能夠提高氣化效率。

本發(fā)明的目的還在于提供一種循環(huán)流化床氣化裝置以及氣化方法，其能夠確保爐膛內(nèi)的熱量提供，以保證氣化效率。

本發(fā)明的目的還在于提供一種循環(huán)流化床氣化裝置以及氣化方法，其能夠降低飛灰含碳量。

根據(jù)本發(fā)明的一個(gè)方面的實(shí)施例，提出了一種分級(jí)配風(fēng)的循環(huán)流化床氣化裝置，包括爐膛、氣固分離裝置和返料系統(tǒng)，在所述爐膛上設(shè)置有輔氣化劑入口。

根據(jù)本發(fā)明的一個(gè)優(yōu)選實(shí)施例，在所述爐膛上還設(shè)置有主氣化劑入口、給料口、返料口、爐膛出口和排渣口；

所述返料系統(tǒng)包括下降管、返料器和返料斜管；

其中，所述輔氣化劑入口為多個(gè)，多個(gè)輔氣化劑入口呈多層布置，分布在爐膛的不同高度處，并且

每層輔氣化劑入口包括至少兩個(gè)輔氣化劑入口。

根據(jù)本發(fā)明的一個(gè)優(yōu)選實(shí)施例，所述輔氣化劑入口位于爐膛的主氣化劑入口以上高度h處，并且0.3h<h<0.75h，且在高度h處爐膛的壓力梯度

其中，h為爐膛的總有效高度，即從爐膛的主氣化劑入口至爐膛出口的水平中心線的距離，p為h高度處的爐膛壓力。

根據(jù)本發(fā)明的一個(gè)優(yōu)選實(shí)施例，所述多個(gè)輔氣化劑入口在垂直于爐膛的縱向延伸方向的橫截面上的投影不重疊。

根據(jù)本發(fā)明的一個(gè)優(yōu)選實(shí)施例，所述多個(gè)輔氣化劑入口在垂直于爐膛的縱向延伸方向的橫截面上的投影以等角間距間隔開。

根據(jù)本發(fā)明的一個(gè)優(yōu)選實(shí)施例，所述輔氣化劑入口被配置為使得輔氣化劑沿水平方向進(jìn)入爐膛。

根據(jù)本發(fā)明的一個(gè)優(yōu)選實(shí)施例，所述輔氣化劑入口被配置為使得輔氣化劑以與爐膛的縱向延伸方向成角度并且向下地進(jìn)入爐膛，所述角度為0～45°。

根據(jù)本發(fā)明的一個(gè)優(yōu)選實(shí)施例，所述爐膛的給料口設(shè)置在多層輔氣化劑入口的至少兩層之間。

根據(jù)本發(fā)明的一個(gè)優(yōu)選實(shí)施例，所述氣固分離裝置包括一級(jí)氣固分離裝置和二級(jí)氣固分離裝置，并且所述返料系統(tǒng)包括一級(jí)返料系統(tǒng)和二級(jí)返料系統(tǒng)。

根據(jù)本發(fā)明的一個(gè)優(yōu)選實(shí)施例，所述循環(huán)流化床氣化裝置包括給料口，所述給料口設(shè)置在返料系統(tǒng)上。

根據(jù)本發(fā)明的另一個(gè)方面，還提供了一種應(yīng)用上述實(shí)施例中任一項(xiàng)所述的分級(jí)配風(fēng)的循環(huán)流化床氣化裝置的分級(jí)配風(fēng)的循環(huán)流化床氣化方法。

相比于現(xiàn)有氣化技術(shù)，本發(fā)明的分級(jí)配風(fēng)的循環(huán)流化床氣化裝置和氣化方法具有如下優(yōu)點(diǎn)：

(1)在爐膛特定區(qū)域的不同高度處引入多級(jí)輔氣化劑，有利于輔氣化劑與碳的反應(yīng)，減少對已生成的有效氣的消耗，提高有效氣產(chǎn)率；

(2)避開了在爐膛下部的密相區(qū)引入輔氣化劑，避免了將氧化反應(yīng)集中在灰濃度高的密相區(qū)而使大量放熱形成高溫區(qū)導(dǎo)致結(jié)焦，提高裝置運(yùn)行的安全性和穩(wěn)定性；

(3)輔氣化劑與爐內(nèi)物料反應(yīng)放出的熱量能被攜帶至主要?dú)饣瘏^(qū)域，供反應(yīng)吸熱，促進(jìn)氣化反應(yīng)的進(jìn)行，提高氣化效率。

附圖說明

圖1為根據(jù)本發(fā)明的實(shí)施例的分級(jí)配風(fēng)的循環(huán)流化床氣化裝置的示意圖；

圖2為根據(jù)本發(fā)明的實(shí)施例的切向配風(fēng)的循環(huán)流化床氣化裝置的示意圖；

圖3為根據(jù)本發(fā)明的實(shí)施例的變截面循環(huán)流化床氣化裝置的示意圖；以及

圖4為根據(jù)本發(fā)明的又一實(shí)施例的變截面循環(huán)流化床氣化裝置的示意圖。

具體實(shí)施方式

下面結(jié)合附圖詳細(xì)描述本發(fā)明的示例性的實(shí)施例，其中相同或相似的標(biāo)號(hào)表示相同或相似的元件。另外，在下面的詳細(xì)描述中，為便于解釋，闡述了許多具體的細(xì)節(jié)以提供對本披露實(shí)施例的全面理解。然而明顯地，一個(gè)或多個(gè)實(shí)施例在沒有這些具體細(xì)節(jié)的情況下也可以被實(shí)施。在其他情況下，公知的結(jié)構(gòu)和裝置以圖示的方式體現(xiàn)以簡化附圖。

圖1為根據(jù)本發(fā)明的實(shí)施例的分級(jí)配風(fēng)的循環(huán)流化床氣化裝置的示意圖，如圖1所示，分級(jí)配風(fēng)的循環(huán)流化床氣化裝置包括依次相連的爐膛1、氣固分離裝置2和返料系統(tǒng)，所述返料系統(tǒng)包括下降管3、返料器4和返料斜管5。在所述爐膛1上設(shè)置有主氣化劑入口q、給料口d、返料口f、爐膛出口g和排渣口，進(jìn)一步地，在所述爐膛1上設(shè)置有四個(gè)輔氣化劑入口m1～m4，四個(gè)輔氣化劑入口m1～m4呈多層布置，在圖1中被分布在兩層上，分布在爐膛1的不同高度處，并且每層輔氣化劑入口包括兩個(gè)輔氣化劑入口。

下面描述圖1所示的循環(huán)流化床氣化裝置的工作過程，煤氣化反應(yīng)在爐膛1中進(jìn)行，控制爐膛溫度為1100℃，煤d從給料口d進(jìn)入爐膛1，含有大量未完全反應(yīng)的碳的循環(huán)物料從返料口f進(jìn)入爐膛1，主氣化劑q從主氣化劑入口q進(jìn)入爐膛1，上述物料在爐膛下部進(jìn)行氣固混合，并在流化狀態(tài)下發(fā)生以燃燒為主的反應(yīng)，釋放大量熱量。

混合氣體攜帶未完全反應(yīng)的碳及熱量在爐膛1內(nèi)自下而上運(yùn)動(dòng)，在此過程中隨著氧的消耗，反應(yīng)逐漸轉(zhuǎn)變?yōu)橐赃€原反應(yīng)為主，并消耗氧化反應(yīng)生成的熱量。然后，輔氣化劑從不同輔氣化劑入口m1～m4進(jìn)入爐膛1，與爐膛1內(nèi)的高濃度碳顆粒發(fā)生以氧化為主的反應(yīng)并釋放熱量，同時(shí)也會(huì)消耗部分已生成的co、h2、ch4等可燃?xì)怏w，燃燒并放熱，為輔氣化劑入口m1～m4附近區(qū)域進(jìn)行的還原反應(yīng)提供熱量，促進(jìn)該區(qū)域氣化反應(yīng)的進(jìn)行。輔氣化劑與爐內(nèi)可燃物反應(yīng)生成的熱量被向上運(yùn)動(dòng)的氣固混合物向上攜帶，為輔氣化劑入口附近區(qū)域及輔氣化劑入口以上區(qū)域發(fā)生的氣化反應(yīng)提供熱量，促進(jìn)氣化反應(yīng)的進(jìn)行，提高氣化效率及碳轉(zhuǎn)化率。

反應(yīng)生成的煤氣及未完全反應(yīng)的碳經(jīng)由爐膛1上部的爐膛出口g離開爐膛1，進(jìn)入氣固分離裝置2，經(jīng)氣固分離裝置2分離的固體依次經(jīng)過下降管3、返料器4和返料斜管5，經(jīng)由爐膛1上的返料口f返回爐膛1繼續(xù)循環(huán)參與反應(yīng)；含有少量固體顆粒的煤氣e從氣固分離裝置2的氣體出口離開循環(huán)流化床氣化裝置，經(jīng)過后續(xù)的換熱、凈化裝置后被收集，而煤渣l從排渣口排出。

通過在爐膛中上部引入輔氣化劑或沿爐膛高度多級(jí)配氣能夠提高氣化裝置內(nèi)的反應(yīng)溫度、降低飛灰含碳量，通過多級(jí)輔氣化劑的引入一方面降低了爐膛下部上升氣流速度，因而延長了未完全反應(yīng)的碳的停留時(shí)間，以便進(jìn)一步反應(yīng)和分離氣體中的夾帶物料，另一方面提高了輔氣化劑引入?yún)^(qū)域的溫度，使得氣體中夾帶的物料繼續(xù)氣化反應(yīng)。

設(shè)計(jì)人發(fā)現(xiàn)輔氣化劑的引入高度需要給予特別考慮，經(jīng)過實(shí)驗(yàn)研究表明，輔氣化劑的給入高度需要與爐膛內(nèi)顆粒濃度相匹配，例如，輔氣化劑如果給入高度過高，由于在此處爐膛內(nèi)顆粒濃度較低，氣化劑會(huì)與大量的已生成的有效氣體反應(yīng)，對氣化反應(yīng)的促進(jìn)效果差，反而對整體氣化效果產(chǎn)生明顯負(fù)面的影響。為此，設(shè)計(jì)人對輔氣化劑入口的設(shè)計(jì)高度進(jìn)行了研究。

如圖1所示，輔氣化劑入口m1和m2位于爐膛的同一水平面上，輔氣化劑入口m3和m4位于爐膛的同一水平面上。優(yōu)選地，所述輔氣化劑入口m1～m4位于爐膛1的主氣化劑入口q以上高度h處，并且0.3h<h<0.75h，且在高度h處爐膛的壓力梯度其中，h為爐膛的總有效高度，即從爐膛1的主氣化劑入口q至爐膛出口g的水平中心線的距離，p為h高度處的爐膛壓力。

有利地，輔氣化劑入口m1和m2位于爐膛布風(fēng)點(diǎn)s(高度同主氣化劑入口q)以上h1高度處，且h1＝0.5h，(kpa/m為壓力梯度單位)。輔氣化劑入口m3和m4位于爐膛布風(fēng)點(diǎn)s以上h2高度處，且h2＝0.6h，

優(yōu)選地，所述多個(gè)輔氣化劑入口m1～m4在垂直于爐膛1的縱向延伸方向的橫截面上的投影不重疊，進(jìn)一步地，所述多個(gè)輔氣化劑入口m1～m4在垂直于爐膛1的縱向延伸方向的橫截面上的投影以等角間距間隔開。所述輔氣化劑入口m1～m4被配置為使得輔氣化劑沿水平方向進(jìn)入爐膛1。如圖1所示，四個(gè)輔氣化劑入口被分為兩層，圖1的右下角為爐膛1沿t-t截面的截面圖，示出了下層的輔氣化劑入口m1和m2，可以看出兩個(gè)輔氣化劑入口m1和m2在直徑上相對地布置。

替代地，所述輔氣化劑入口m1～m4可以被配置為使得輔氣化劑以與爐膛1的縱向延伸方向成角度并且向下地進(jìn)入爐膛1，所述角度為0～45°。在圖1中，所述爐膛1的給料口d設(shè)置在多層輔氣化劑入口m1～m4的兩層之間。所述循環(huán)流化床氣化裝置的給料口d也可以設(shè)置在返料系統(tǒng)上，后面述及。

應(yīng)用上述分級(jí)配風(fēng)的循環(huán)流化床氣化裝置可以獲得一種分級(jí)配風(fēng)的循環(huán)流化床氣化方法，所述方法可以包括如下步驟：提供分級(jí)配風(fēng)的循環(huán)流化床氣化裝置；將煤直接或通過返料系統(tǒng)送入循環(huán)流化床氣化裝置的爐膛內(nèi)，從爐膛底部通入主氣化劑，并從爐膛的不同高度處通入輔氣化劑，其中輔氣化劑入口m1～m4位于爐膛1的主氣化劑入口q以上高度h處，并且0.3h<h<0.75h，且在高度h處爐膛的壓力梯度其中，h為爐膛的總有效高度，即從爐膛1的主氣化劑入口q至爐膛出口g的水平中心線的距離，p為h高度處的爐膛壓力；反應(yīng)生成的煤氣經(jīng)氣固分離裝置分離出固體顆粒后引出，分離出的固體顆粒經(jīng)返料系統(tǒng)送回爐膛。

所述主氣化劑可以為空氣、純氧、富氧空氣或上述三者之一與水蒸汽的混合物；所述輔氣化劑可以為空氣、純氧、富氧空氣或上述三者之一與水蒸汽的混合物；有利地，在應(yīng)用前述的分級(jí)配風(fēng)的循環(huán)流化床氣化裝置實(shí)施分級(jí)配風(fēng)的循環(huán)流化床氣化方法時(shí)，所述輔氣化劑中氧氣體積占主氣化劑和輔氣化劑中總氧氣體積的10％～40％，所述主氣化劑的溫度為500～800℃，所述輔氣化劑溫度為300～800℃，所述爐膛的反應(yīng)溫度在800～1300℃范圍內(nèi)。

作為一個(gè)具體實(shí)施例，主氣化劑為氧氣體積濃度為45％的富氧空氣和水蒸氣的混合物，主氣化劑溫度為600℃。各個(gè)輔氣化劑入口通入的輔氣化劑的組分、溫度及風(fēng)量一致，為氧氣體積濃度為30％的富氧空氣，輔氣化劑氧氣體積占主氣化劑和輔氣化劑中總氧氣體積的20％，溫度為600℃。

相比于現(xiàn)有氣化技術(shù)，本發(fā)明的分級(jí)配風(fēng)的循環(huán)流化床氣化裝置和氣化方法具有如下優(yōu)點(diǎn)：

(1)在爐膛特定區(qū)域的不同高度處引入多級(jí)輔氣化劑，有利于輔氣化劑與碳的反應(yīng)，減少對已生成的有效氣的消耗，提高有效氣產(chǎn)率；

(2)避開了在爐膛下部的密相區(qū)引入輔氣化劑，避免了將氧化反應(yīng)集中在灰濃度高的密相區(qū)而使大量放熱形成高溫區(qū)導(dǎo)致結(jié)焦，提高裝置運(yùn)行的安全性和穩(wěn)定性；

(3)輔氣化劑與爐內(nèi)物料反應(yīng)放出的熱量能被攜帶至主要?dú)饣瘏^(qū)域，供反應(yīng)吸熱，促進(jìn)氣化反應(yīng)的進(jìn)行，提高氣化效率。

在上面描述的循環(huán)流化床氣化裝置中，如果引入的輔氣化劑被直接射入爐膛中心(徑向射入)，會(huì)燃燒較多氣化生成的煤氣，而與未完全燃燒的碳的反應(yīng)幾率減小，這影響了冷煤氣效率的提高和對飛灰含碳量改善的效果。

為此，本發(fā)明給出了一種切向配風(fēng)的循環(huán)流化床氣化裝置，圖2為根據(jù)本發(fā)明的實(shí)施例的切向配風(fēng)的循環(huán)流化床氣化裝置的示意圖。如圖2所示，切向配風(fēng)的循環(huán)流化床氣化裝置包括依次相連的爐膛1、氣固分離裝置2和返料系統(tǒng)，所述返料系統(tǒng)包括下降管3、返料器4和返料斜管5，給料口d設(shè)置在返料斜管5上；在所述爐膛1上設(shè)置有主氣化劑入口q、返料口f、爐膛出口g和排渣口，進(jìn)一步地，在所述爐膛1上設(shè)置有十二個(gè)輔氣化劑入口m1～m12，十二個(gè)輔氣化劑入口m1～m12呈多層布置，在圖2中被分布在三層上，分布在爐膛1的不同高度處，每層輔氣化劑入口包括四個(gè)輔氣化劑入口m1～m12。重要的是，所述輔氣化劑入口m1～m12被配置為使得輔氣化劑與所述爐膛1的側(cè)壁面相切地進(jìn)入爐膛1。

在一個(gè)具體實(shí)施例中，所述爐膛1呈圓柱形形狀，所述輔氣化劑入口m1～m12被構(gòu)造為圓管，所述圓管切向地布置在爐膛1的側(cè)壁面外側(cè)，并與所述爐膛1相通，使得圓管的最外側(cè)邊與爐膛1的橫截面圓外切。

下面描述圖2所示的循環(huán)流化床氣化裝置的工作過程，煤氣化反應(yīng)在爐膛1中進(jìn)行，控制爐膛溫度為1200℃。煤d從給料口d進(jìn)入返料斜管5，與含有大量未完全反應(yīng)的碳的循環(huán)物料混合后經(jīng)由返料口f進(jìn)入爐膛1，主氣化劑q從主氣化劑入口q進(jìn)入爐膛1，上述物料在爐膛下部氣固混合，并在流化狀態(tài)下發(fā)生以氧化為主的反應(yīng)，釋放大量熱量。

混合氣體攜帶未完全反應(yīng)的碳及熱量在爐膛1內(nèi)自下而上運(yùn)動(dòng)，在此過程中隨著氧的消耗，反應(yīng)逐漸轉(zhuǎn)變?yōu)橐赃€原反應(yīng)為主，并消耗氧化反應(yīng)生成的熱量。然后，輔氣化劑從不同輔氣化劑入口m1～m12斜向下(例如30°)切向進(jìn)入爐膛1，與近壁面區(qū)域的碳發(fā)生以氧化為主的反應(yīng)并釋放熱量，同時(shí)也會(huì)消耗部分已生成的co、h2、ch4等可燃?xì)怏w，燃燒并放熱，為輔氣化劑入口附近區(qū)域進(jìn)行的氣化反應(yīng)提供熱量，促進(jìn)該區(qū)域氣化反應(yīng)的進(jìn)行。輔氣化劑與爐內(nèi)可燃物反應(yīng)生成的熱量被向上運(yùn)動(dòng)的氣固混合物向上攜帶，為輔氣化劑入口附近區(qū)域及輔氣化劑入口以上區(qū)域發(fā)生的還原反應(yīng)提供熱量，促進(jìn)氣化反應(yīng)的進(jìn)行，提高氣化效率及碳轉(zhuǎn)化率。

反應(yīng)生成的煤氣及未完全反應(yīng)的碳經(jīng)由爐膛1上部的爐膛出口g離開爐膛1，進(jìn)入氣固分離裝置2，經(jīng)氣固分離裝置2分離的固體依次經(jīng)過下降管3、返料器4和返料斜管5，經(jīng)由爐膛1上的返料口f返回爐膛1繼續(xù)循環(huán)參與反應(yīng)；含有少量固體顆粒的煤氣e從氣固分離裝置2的氣體出口離開循環(huán)流化床氣化裝置，經(jīng)過后續(xù)的換熱、凈化裝置后被收集，而煤渣l從排渣口排出。

采用切向給入輔氣化劑的方式考慮了循環(huán)流化床徑向“環(huán)核”氣固流動(dòng)特性。將配風(fēng)切向給入氣化爐爐膛，在氣化爐內(nèi)形成貼壁旋流。一方面，配風(fēng)貼壁旋轉(zhuǎn)流動(dòng)，加強(qiáng)擾動(dòng)的同時(shí)，與壁面附近區(qū)域的含碳固體顆粒充分接觸，促進(jìn)了配風(fēng)與爐膛內(nèi)未燃燒的碳的反應(yīng)，提高該區(qū)域溫度并促進(jìn)碳的轉(zhuǎn)化；另一方面，配風(fēng)貼壁旋轉(zhuǎn)流動(dòng)，穿透力弱，相比徑向配風(fēng)，對煤氣集中的爐膛中心區(qū)域的影響較小，減小了氣化生成的煤氣與配風(fēng)發(fā)生氧化反應(yīng)的比例，減小了由于配風(fēng)引入對系統(tǒng)冷煤氣效率的影響。

如圖2所示，輔氣化劑入口m1～m4位于爐膛的同一水平面上，輔氣化劑入口m5～m8位于爐膛的同一水平面上，輔氣化劑入口m9～m12位于爐膛的同一水平面上。優(yōu)選地，所述輔氣化劑入口m1～m12位于爐膛1的主氣化劑入口q以上高度h處，并且0.3h<h<0.75h，且在高度h處爐膛的壓力梯度其中，h為爐膛的總有效高度，即從爐膛1的主氣化劑入口q至爐膛出口g的水平中心線的距離，p為h高度處的爐膛壓力。

有利地，輔氣化劑入口m1～m4位于爐膛布風(fēng)點(diǎn)s(高度同主氣化劑入口q)以上h1高度處，且h1＝0.4h，輔氣化劑入口m5～m8位于爐膛布風(fēng)點(diǎn)s以上h2高度處，且h2＝0.6h，輔氣化劑入口m9～m12位于爐膛布風(fēng)點(diǎn)s以上h3高度處，且h3＝0.7h，

優(yōu)選地，所述多個(gè)輔氣化劑入口m1～m12在垂直于爐膛1的縱向延伸方向的橫截面上的投影不重疊，進(jìn)一步地，所述多個(gè)輔氣化劑入口m1～m12在垂直于爐膛1的縱向延伸方向的橫截面上的投影以等角間距間隔開。所述輔氣化劑入口m1～m12被配置為使得輔氣化劑以與爐膛1的縱向延伸方向成角度并且向下地進(jìn)入爐膛1，所述角度β為0～45°，優(yōu)選地為30°。如圖2所示，十二個(gè)輔氣化劑入口被分為三層，圖2的下面的三個(gè)視圖分別為爐膛1沿t1-t1、t2-t2、t3-t3截面的截面圖，可以看出四個(gè)輔氣化劑入口沿圓周等角間距間隔開。

替代地，所述輔氣化劑入口m1～m12可以被配置為使得輔氣化劑沿水平方向進(jìn)入爐膛1。替代地，所述爐膛1的給料口d也可以設(shè)置在多層輔氣化劑入口m1～m12的至少兩層之間。

應(yīng)用上述切向配風(fēng)的循環(huán)流化床氣化裝置可以獲得一種切向配風(fēng)的循環(huán)流化床氣化方法，所述方法可以包括如下步驟：提供切向配風(fēng)的循環(huán)流化床氣化裝置；將煤直接或通過返料系統(tǒng)送入循環(huán)流化床氣化裝置的爐膛；從爐膛底部通入主氣化劑，并從爐膛側(cè)壁沿切向通入輔氣化劑；反應(yīng)生成的煤氣經(jīng)氣固分離裝置分離出固體顆粒后引出，分離出的固體顆粒經(jīng)返料系統(tǒng)送回爐膛。

所述主氣化劑可以為空氣、純氧、富氧空氣或上述三者之一與水蒸汽的混合物；所述輔氣化劑可以為空氣、純氧、富氧空氣或上述三者之一與水蒸汽的混合物；有利地，在應(yīng)用前述的切向配風(fēng)的循環(huán)流化床氣化裝置實(shí)施切向配風(fēng)的循環(huán)流化床氣化方法時(shí)，所述輔氣化劑中氧氣體積占主氣化劑和輔氣化劑中總氧氣體積的10％～40％，所述主氣化劑的溫度為500～800℃，所述輔氣化劑溫度為300～800℃，所述爐膛的反應(yīng)溫度在800～1300℃范圍內(nèi)。

作為一個(gè)具體實(shí)施例，主氣化劑為氧氣體積濃度為70％的富氧空氣和水蒸氣的混合物，主氣化劑溫度為600℃。各個(gè)輔氣化劑入口通入的輔氣化劑的組分、溫度及風(fēng)量一致，為氧氣體積濃度為70％的富氧空氣，輔氣化劑氧氣體積占主氣化劑和輔氣化劑中總氧氣體積的30％，溫度為300℃。

相比于現(xiàn)有氣化技術(shù)，本發(fā)明的切向配風(fēng)的循環(huán)流化床氣化裝置和氣化方法具有如下優(yōu)點(diǎn)：

(1)在爐膛內(nèi)形成貼壁旋流，極大地促進(jìn)了輔氣化劑與爐膛內(nèi)未燃燒的碳的反應(yīng)，提高該區(qū)域溫度并促進(jìn)碳的轉(zhuǎn)化，提高碳轉(zhuǎn)化率；

(2)大幅減小了氣化生成的有效氣與輔氣化劑發(fā)生氧化反應(yīng)的比例，提高有效氣的產(chǎn)率；

(3)切向輔氣化劑的引入形成的弱旋流不改變主氣流的運(yùn)動(dòng)方向，但可以起到壓料作用，相較于徑向給入的輔氣化劑，更有利于降低上升氣流速度，延長未完全反應(yīng)的碳的停留時(shí)間，以便進(jìn)一步反應(yīng)和分離氣體中的夾帶細(xì)灰，降低飛灰含碳量。

綜上，本發(fā)明的切向配風(fēng)的循環(huán)流化床氣化裝置和氣化方法解決了輔氣化劑給入方式存在的問題，強(qiáng)化了輔氣化劑與爐膛內(nèi)未完全反應(yīng)的碳的反應(yīng)，大幅減小了氣化生成的有效氣體與輔氣化劑發(fā)生氧化反應(yīng)的比例，有效降低飛灰含碳量，提高了系統(tǒng)冷煤氣效率。

圖3為根據(jù)本發(fā)明的實(shí)施例的變截面循環(huán)流化床氣化裝置的示意圖，如圖3所示，變截面循環(huán)流化床氣化裝置包括依次相連的爐膛1、氣固分離裝置2和返料系統(tǒng)，所述返料系統(tǒng)包括下降管3、返料器4和返料斜管5。在所述爐膛1上設(shè)置有主氣化劑入口q、多個(gè)輔氣化劑入口m1～m6、給料口d、返料口f、爐膛出口g和排渣口。所述主氣化劑入口位于爐膛底部，所述爐膛出口位于爐膛上部。所述爐膛1的垂直于縱向延伸方向的橫截面的面積沿縱向延伸方向變化，其中，所述爐膛1沿縱向延伸方向被分為多段，相鄰的段的垂直于縱向延伸方向的橫截面的面積自下而上增大，并且相鄰的段之間設(shè)有連接過渡區(qū)。

在該實(shí)施例中，所述爐膛1自下而上包括密相區(qū)段1-a、發(fā)展區(qū)段及稀相區(qū)段，所述稀相區(qū)段自下而上包括稀相區(qū)一段1-c-1和稀相區(qū)二段1-c-2，在稀相區(qū)二段1-c-2上設(shè)置有所述爐膛出口g；其中，密相區(qū)段1-a、發(fā)展區(qū)段、稀相區(qū)一段1-c-1和稀相區(qū)二段1-c-2的垂直于縱向延伸方向的橫截面的面積依次增大。

密相區(qū)段1-a、發(fā)展區(qū)段1-b、稀相區(qū)一段1-c-1和稀相區(qū)二段1-c-2均呈圓柱形形狀，所述密相區(qū)段1-a的直徑為d1，所述發(fā)展區(qū)段1-b直徑為d2-1，所述稀相區(qū)一段1-c-1和稀相區(qū)二段1-c-2直徑分別為d3-1和d3-2，并且，

1.1d1≤d2-1≤1.3d1；并且1.3d1<d3-1<d3-2≤2d1，或者

1.2d1≤d2-1≤1.5d1；并且1.5d1<d3-1<d3-2≤2.5d1。

在一個(gè)具體實(shí)施例中，d2-1＝1.1d1，d3-1＝1.5d1，d3-2＝1.8d1。

優(yōu)選地，所述輔氣化劑入口m1～m6設(shè)置在爐膛1的連接過渡區(qū)處，所述多個(gè)輔氣化劑入口m1～m6呈多層布置，分布在爐膛1的不同高度處，而每層輔氣化劑入口包括至少兩個(gè)輔氣化劑入口。如圖3所示，輔氣化劑入口按不同高度分為三層，每層2個(gè)輔氣化劑入口(也可以為更多個(gè))，輔氣化劑入口m1和m2位于爐膛的同一橫截面上，輔氣化劑入口m3和m4位于爐膛的同一橫截面上，輔氣化劑入口m5和m6位于爐膛的同一橫截面上，并且輔氣化劑入口m1和m2位于密相區(qū)段1-a和發(fā)展區(qū)段1-b的連接過渡區(qū)處；輔氣化劑入口m3和m4位于發(fā)展區(qū)段1-b和稀相區(qū)一段1-c-1的連接過渡區(qū)處；輔氣化劑入口m5和m6位于稀相區(qū)一段1-c-1和稀相區(qū)二段1-c-2的連接過渡區(qū)處。

所述輔氣化劑入口m1～m6被配置為使得輔氣化劑沿豎直方向進(jìn)入爐膛1，即全部輔氣化劑入口均沿豎直方向設(shè)置，適于使輔氣化劑豎直向上通入爐膛1，并且輔氣化劑入口m1～m6到橫截面較大的爐膛段的壁面的距離小于輔氣化劑入口m1～m6到橫截面較小的爐膛段的壁面的距離，在爐膛段為圓柱形形狀的情況下，輔氣化劑入口到直徑較大的爐膛段的壁面的距離小于輔氣化劑入口到直徑較小的爐膛段的壁面的距離，即適于使輔氣化劑豎直向上通入后更貼近爐膛內(nèi)壁面。

有利地，輔氣化劑入口m1和m2位于爐膛布風(fēng)點(diǎn)s(高度同主氣化劑入口q)以上h1高度處，且h1＝0.08h，(kpa/m為壓力梯度單位)；輔氣化劑入口m3和m4位于爐膛布風(fēng)點(diǎn)s以上h2高度處，且h2＝0.4h，輔氣化劑入口m5和m6位于爐膛布風(fēng)點(diǎn)s以上h3高度處，且h3＝0.7h，

需要說明的是，在爐膛的設(shè)計(jì)上，可以根據(jù)爐膛內(nèi)的顆粒濃度確定爐膛上發(fā)生截面變化的位置(即連接過渡區(qū)的位置)，而顆粒濃度在測量上通過壓力梯度反映，因此上面輔氣化劑入口的位置是基于壓力梯度確定的。此外，主氣化劑和輔氣化劑的不同組分也會(huì)影響爐膛段的直徑大小關(guān)系設(shè)計(jì)，設(shè)計(jì)人基于不同的成分給出優(yōu)選的方案：當(dāng)主氣化劑和輔氣化劑均為空氣，或均為空氣+水蒸氣，或主氣化劑和輔氣化劑的平均氧氣體積濃度≤30％時(shí)，1.1d1≤d2-1≤1.3d1，1.3d1<d3-1<d3-2≤2d1；當(dāng)主氣化劑和輔氣化劑的平均氧氣體積濃度＞30％時(shí)，1.2d1≤d2-1≤1.5d1，1.5d1<d3-1<d3-2≤2.5d1。其中平均氧氣體積濃度＝(主氣化劑的體積流量×主氣化劑的氧氣體積濃度+輔氣化劑的體積流量×輔氣化劑的氧氣體積濃度)/(主氣化劑的體積流量+輔氣化劑的體積流量)。

下面描述圖3所示的循環(huán)流化床氣化裝置的工作過程，煤氣化反應(yīng)在爐膛1中進(jìn)行，控制爐膛溫度為1100℃。煤d從給料口d進(jìn)入爐膛1；含有大量未完全反應(yīng)的碳的循環(huán)物料從返料口f進(jìn)入爐膛1，主氣化劑q從主氣化劑入口q進(jìn)入爐膛1，上述物料在爐膛下部密相區(qū)段1-a氣固混合，并在流化狀態(tài)下發(fā)生以燃燒為主的反應(yīng)，釋放大量熱量。

混合氣體攜帶未完全反應(yīng)的碳及熱量在爐膛1內(nèi)自下而上運(yùn)動(dòng)，在此過程中隨著氧的消耗，反應(yīng)逐漸轉(zhuǎn)變?yōu)橐赃€原反應(yīng)為主，并消耗氧化反應(yīng)生成的熱量。隨著氣化反應(yīng)的進(jìn)行，爐內(nèi)氣體體積增大，爐膛1的橫截面積也逐級(jí)增大，使?fàn)t膛1內(nèi)保持合理且較低的流化速度，提高燃料在爐內(nèi)的停留時(shí)間。同時(shí)，輔氣化劑從不同輔氣化劑入口m1～m6豎直向上進(jìn)入爐膛1，與近壁面區(qū)域的高濃度碳顆粒發(fā)生以氧化為主的反應(yīng)并釋放熱量，同時(shí)也會(huì)消耗部分已生成的co、h2、ch4等可燃?xì)怏w，燃燒并放熱，為輔氣化劑入口m1～m6附近區(qū)域進(jìn)行的還原反應(yīng)提供熱量，促進(jìn)該區(qū)域氣化反應(yīng)的進(jìn)行。輔氣化劑與爐內(nèi)可燃物反應(yīng)生成的熱量被向上運(yùn)動(dòng)的氣固混合物向上攜帶，為輔氣化劑入口附近區(qū)域及輔氣化劑入口以上區(qū)域發(fā)生的氣化反應(yīng)提供熱量，促進(jìn)氣化反應(yīng)的進(jìn)行，提高氣化效率及碳轉(zhuǎn)化率。

反應(yīng)生成的煤氣及未完全反應(yīng)的碳經(jīng)由爐膛1上部的爐膛出口g離開爐膛1，進(jìn)入氣固分離裝置2，經(jīng)氣固分離裝置2分離的固體依次經(jīng)過下降管3、返料器4和返料斜管5，經(jīng)由爐膛1上的返料口f返回爐膛1繼續(xù)循環(huán)參與反應(yīng)；含有少量固體顆粒的煤氣e從氣固分離裝置2的氣體出口離開循環(huán)流化床氣化裝置，經(jīng)過后續(xù)的換熱、凈化裝置后被收集，而煤渣l從排渣口排出。

應(yīng)用上述變截面循環(huán)流化床氣化裝置可以獲得一種變截面循環(huán)流化床氣化方法，所述方法可以包括如下步驟：提供變截面循環(huán)流化床氣化裝置；將煤直接或通過返料系統(tǒng)送入循環(huán)流化床氣化裝置的爐膛，并從爐膛底部通入主氣化劑，并從爐膛連接過渡區(qū)沿豎直方向通入輔氣化劑；反應(yīng)生成的煤氣經(jīng)氣固分離裝置分離出固體顆粒后引出，分離出的固體顆粒經(jīng)返料系統(tǒng)送回爐膛。

所述主氣化劑可以為空氣、純氧、富氧空氣或上述三者之一與水蒸汽的混合物；所述輔氣化劑可以為空氣、純氧、富氧空氣或上述三者之一與水蒸汽的混合物；有利地，在應(yīng)用前述的變截面循環(huán)流化床氣化裝置實(shí)施變截面循環(huán)流化床氣化方法時(shí)，所述輔氣化劑中氧氣體積占主氣化劑和輔氣化劑中總氧氣體積的10％～40％，所述主氣化劑的溫度為500～800℃，所述輔氣化劑溫度為300～800℃，所述爐膛的反應(yīng)溫度在800～1300℃范圍內(nèi)。

作為一個(gè)具體實(shí)施例，主氣化劑為空氣，主氣化劑溫度為600℃；各個(gè)輔氣化劑入口通入的輔氣化劑均為空氣，且溫度及風(fēng)量一致，輔氣化劑氧氣體積占主氣化劑和輔氣化劑中總氧氣體積的20％，溫度為600℃。

圖4為根據(jù)本發(fā)明的又一實(shí)施例的變截面循環(huán)流化床氣化裝置的示意圖，圖4所示的實(shí)施例與圖3所示的實(shí)施例的不同在于：

發(fā)展區(qū)段自下而上包括發(fā)展區(qū)一段1-b-1和發(fā)展區(qū)二段1-b-2，并且發(fā)展區(qū)一段1-b-1的垂直于縱向延伸方向的橫截面的面積小于發(fā)展區(qū)二段1-b-2的垂直于縱向延伸方向的橫截面的面積。

發(fā)展區(qū)一段1-b-1、發(fā)展區(qū)二段1-b-2也呈圓柱形形狀，所述密相區(qū)段1-a的直徑為d1，所述發(fā)展區(qū)一段1-b-1和發(fā)展區(qū)二段1-b-2的直徑分別為d2-1和d2-2，所述稀相區(qū)一段1-c-1和稀相區(qū)二段1-c-2直徑分別為d3-1和d3-2，并且，

1.1d1≤d2-1＝d2-2≤1.3d1；并且1.3d1<d3-1<d3-2≤2d1，或者

1.2d1≤d2-1<d2-2≤1.5d1；并且1.5d1<d3-1<d3-2≤2.5d1。

在一個(gè)具體實(shí)施例中，d2-1＝1.3d1，d2-2＝1.5d1，d3-1＝2d1，d3-2＝2.5d1。

所述氣固分離裝置2包括一級(jí)氣固分離裝置2-1和二級(jí)氣固分離裝置2-2，并且所述返料系統(tǒng)包括一級(jí)返料系統(tǒng)和二級(jí)返料系統(tǒng)。爐膛1和一級(jí)氣固分離裝置2-1、一級(jí)返料系統(tǒng)、二級(jí)氣固分離裝置2-2、二級(jí)返料系統(tǒng)連接，其中，一級(jí)返料系統(tǒng)由一級(jí)下降管3-1、一級(jí)返料器4-1及一級(jí)返料斜管5-1依次連接而成，二級(jí)返料系統(tǒng)由二級(jí)下降管3-2、二級(jí)返料器4-2及二級(jí)返料斜管5-2依次連接而成。

除主氣化劑入口q、多個(gè)輔氣化劑入口m1～m6、爐膛出口g和排渣口外，在爐膛1上設(shè)置有一級(jí)返料口f-1和二級(jí)返料口f-2，分別與一級(jí)返料斜管5-1和二級(jí)返料斜管5-2連接，在一級(jí)返料斜管5-1上設(shè)置有給料口d。

與圖3所示實(shí)施例不同，輔氣化劑入口m1和m2位于爐膛布風(fēng)點(diǎn)s(高度同主氣化劑入口q)以上h1高度處，且h1＝0.08h，輔氣化劑入口m3和m4位于爐膛布風(fēng)點(diǎn)s以上h2高度處，且h2＝0.3h，輔氣化劑入口m5和m6位于爐膛布風(fēng)點(diǎn)s以上h3高度處，且h3＝0.6h，

下面描述圖4所示的循環(huán)流化床氣化裝置的工作過程，煤氣化反應(yīng)在爐膛1中進(jìn)行，控制爐膛溫度為1200℃。煤d從給料口d進(jìn)入循環(huán)流化床氣化裝置的一級(jí)返料斜管5-1，與含有大量未完全反應(yīng)的碳的循環(huán)物料混合后經(jīng)由一級(jí)返料口f-1進(jìn)入爐膛1，主氣化劑q從主氣化劑入口q進(jìn)入爐膛1，上述物料在爐膛下部密相區(qū)段1-a氣固混合，并在流化狀態(tài)下發(fā)生以燃燒為主反應(yīng)，釋放大量熱量。

混合氣體攜帶未完全反應(yīng)的碳及熱量在爐膛1內(nèi)自下而上運(yùn)動(dòng)，在此過程中隨著氧的消耗，反應(yīng)逐漸轉(zhuǎn)變?yōu)橐赃€原反應(yīng)為主，并消耗氧化反應(yīng)生成的熱量。隨著氣化反應(yīng)的進(jìn)行，爐內(nèi)氣體體積增大，爐膛1橫截面積也逐級(jí)增大，使?fàn)t膛1內(nèi)保持合理且較低的流化速度，提高燃料在爐內(nèi)的停留時(shí)間。同時(shí)，輔氣化劑從不同輔氣化劑入口m1～m6豎直向上進(jìn)入爐膛1，與近壁面區(qū)域的高濃度碳顆粒發(fā)生以氧化為主的反應(yīng)并釋放熱量，同時(shí)也會(huì)消耗部分已生成的co、h2、ch4等可燃?xì)怏w，燃燒并放熱，為輔氣化劑入口m1～m6附近區(qū)域進(jìn)行的還原反應(yīng)提供熱量，促進(jìn)該區(qū)域氣化反應(yīng)的進(jìn)行。輔氣化劑與爐內(nèi)可燃物反應(yīng)生成的熱量被向上運(yùn)動(dòng)的氣固混合物向上攜帶，為輔氣化劑入口附近區(qū)域及輔氣化劑入口以上區(qū)域發(fā)生的氣化反應(yīng)提供熱量，促進(jìn)氣化反應(yīng)的進(jìn)行，提高氣化效率及碳轉(zhuǎn)化率。

反應(yīng)生成的煤氣及未完全反應(yīng)的碳經(jīng)由爐膛1上部的爐膛出口g離開爐膛1，進(jìn)入一級(jí)氣固分離裝置2-1，經(jīng)一級(jí)氣固分離裝置2-1分離的固體依次經(jīng)過一級(jí)下降管3-1、一級(jí)返料器4-1和一級(jí)返料斜管5-1，經(jīng)由發(fā)展區(qū)一段1-b-1上的一級(jí)返料口f-1返回爐膛1繼續(xù)循環(huán)參與反應(yīng)；經(jīng)一級(jí)氣固分離裝置2-1分離后的氣固混合物進(jìn)入二級(jí)氣固分離裝置2-2進(jìn)行再次分離，經(jīng)二級(jí)氣固分離裝置2-2分離的固體依次經(jīng)過二級(jí)下降管3-2、二級(jí)返料器4-2和二級(jí)返料斜管5-2，經(jīng)由稀相區(qū)一段1-c-1上的二級(jí)返料口f-2返回爐膛1繼續(xù)循環(huán)參與反應(yīng)；含有少量固體顆粒的煤氣e從氣固分離裝置2-2的氣體出口離開循環(huán)流化床氣化裝置，經(jīng)過后續(xù)的換熱、凈化裝置后被收集，而煤渣l從排渣口排出。

應(yīng)用上述變截面循環(huán)流化床氣化裝置可以獲得一種變截面循環(huán)流化床氣化方法，其具體步驟如前所述。

作為一個(gè)具體實(shí)施例，主氣化劑為純氧和水蒸氣的混合物，主氣化劑溫度為600℃。各個(gè)輔氣化劑入口通入的輔氣化劑的組分、溫度及風(fēng)量一致，為純氧和水蒸汽的混合物，輔氣化劑氧氣體積占主氣化劑和輔氣化劑中總氧氣體積的30％，溫度為300℃。

相比于現(xiàn)有氣化技術(shù)，本發(fā)明的變截面循環(huán)流化床氣化裝置和氣化方法具有如下優(yōu)點(diǎn)：

1、爐膛的橫截面自下而上逐漸變化，自密相區(qū)段向稀相區(qū)段面積逐漸增大。隨著氣化反應(yīng)的進(jìn)行，雖然在爐膛中上部氣體體積增大，但是爐膛的橫截面積也逐級(jí)增大，因此，使?fàn)t膛保持合理且較低的流化速度，提高了燃料在爐內(nèi)的停留時(shí)間。這樣，在保證正常循環(huán)的條件下，促進(jìn)氣固反應(yīng)，有效提高氣化效率。

2、通過在循環(huán)流化床氣化裝置的爐膛上引入輔氣化劑或沿爐膛高度多級(jí)配氣，提高了氣化爐內(nèi)反應(yīng)溫度，由此降低了飛灰含碳量，進(jìn)一步地，強(qiáng)化了輔氣化劑與爐膛內(nèi)未完全反應(yīng)的碳的反應(yīng)，增強(qiáng)了壁面附近區(qū)域的氣固擾動(dòng)，有效降低飛灰含碳量，提高了系統(tǒng)冷煤氣效率。

3、大幅減小了氣化生成的煤氣與輔氣化劑發(fā)生氧化反應(yīng)的比例，減小了由于輔氣化劑的引入對系統(tǒng)冷煤氣效率的影響。

4、優(yōu)化了爐膛內(nèi)反應(yīng)與流動(dòng)的耦合，有利于氣化反應(yīng)的進(jìn)行，提高了整體碳轉(zhuǎn)化率。

5、本發(fā)明的循環(huán)流化床氣化裝置二級(jí)返料點(diǎn)以上的流化速度低，可以為返回爐膛的未完全反應(yīng)的碳提供一定的停留時(shí)間，提高了整體碳轉(zhuǎn)化率。

綜上，本發(fā)明的變截面循環(huán)流化床氣化裝置和氣化方法緩解了循環(huán)流化床氣化裝置內(nèi)溫度分布與反應(yīng)分布不匹配的問題、氣化反應(yīng)和氣固流動(dòng)的不匹配的問題以及輔氣化劑消耗大量有效氣的問題，增加了顆粒在爐內(nèi)的停留時(shí)間，強(qiáng)化了輔氣化劑與爐膛內(nèi)未完全反應(yīng)的碳的反應(yīng)，大幅度減小了氣化生成的有效氣體與輔氣化劑發(fā)生氧化反應(yīng)的比例，有效降低了飛灰含碳量，提高了系統(tǒng)冷煤氣效率。

盡管已經(jīng)示出和描述了本發(fā)明的實(shí)施例，對于本領(lǐng)域的普通技術(shù)人員而言，可以理解在不脫離本發(fā)明的原理和精神的情況下可以對這些實(shí)施例進(jìn)行變化。本發(fā)明的適用范圍由所附權(quán)利要求及其等同物限定。