CN103897745A - 流化床分布板、流化床反应器及其气化方法 - Google Patents

Abstract

本发明实施例提供了一种流化床分布板、流化床反应器及其气化方法，属于煤气化技术领域，以避免大颗粒在分布板区域因失流化而造成的结渣现象。所述流化床分布板为向上向外延伸的锥形筒体，在所述筒体侧壁上开设有入射方向与流化床内部流化场方向相一致的旋孔。本发明可用于利用流化床反应器的煤催化气化或加压煤气化技术中。

Description

流化床分布板、流化床反应器及其气化方法

技术领域

本发明涉及煤气化技术领域，尤其涉及一种流化床分布板、流化床反应器及其气化方法。

背景技术

我国的能源特征是“富煤、少油、缺气”，将煤转化为能源中最优质的燃料甲烷是适合我国国情且清洁环保的捷径，而将煤转化为燃料甲烷的常用方法之一是采用流化床技术，通过煤自下而上与气化剂反应保持连续不断的沸腾和悬浮状态以使其具有良好的传热性能和反应效率。

流化床设备中最主要的构件为气化剂分布装置（一般称作“分布板”），起着均匀布气和支撑固相颗粒的重要作用，其形状和结构极大的影响着设备的传热与传质等生产操作性能。现有的流化床设备中所使用的气化剂分布板多为锥形分布板，该分布板的角度多为45度，并布有均匀的小孔，可以在分布板区内形成有良好的气固接触条件，从而使所有颗粒都处于运动状态。

但在实际使用中，上述分布板多使用在常、低压气化技术中，即在水煤比、氧煤比一定的情况下，流化床内气速相对较高，能够实现分布板区域颗粒的良好流化，且受原料煤粒径分布的影响较小。但若将其应用在中、高压的煤气化技术或煤催化气化技术中则无法满足流化需求，特别是在宽粒径分布或者有大粒径原料煤参与的气化过程中更是容易因失流化而在分布板上引起结渣，最终导致整个装置的非正常停运。

发明内容

本发明的目的在于提供一种流化床分布板、流化床反应器及其气化方法，以避免大颗粒在分布板区域因失流化而造成的结渣现象。

为达到上述目的，本发明的实施例采用如下技术方案：

一方面，本发明提供了一种流化床分布板，所述流化床分布板具有向上向外延伸的锥形筒体，在所述筒体侧壁上开设有入射方向与流化床内部流化场方向相一致的旋孔。

可选的，所述筒体的上端面与所述侧壁之间形成的夹角为50-80°。

可选的，所述旋孔开设在所述筒体1/3以上的区域。

进一步的，所述旋孔的入射方向与其所在平面圆的切线夹角为0-60°。

可选的，所述旋孔的直径为2-10mm，开孔率为0.2-0.5%。

可选的，在所述筒体侧壁上还开设有直孔。

进一步的，所述直孔开设在所述筒体1/2以下的区域。

进一步的，距离所述筒体下端面5-20mm的区域内不开设直孔。

可选的，所述直孔的直径为0.5-2mm，开孔率为0.1-0.5%。

另一方面，本发明提供了一种流化床反应器，包括：反应器主体、进料管线、气化剂管线、出气管线、气控排渣装置以及包括上述任一技术方案所提供的流化床分布板。

再一方面，本发明提供了一种包括上述任一技术方案所提供的流化床反应器的气化方法，包括以下步骤：

将具有一定催化剂负载量的碳质材料通过进料管线投入反应器腔室内，并在同时将气化剂通过气化剂管线送入气室，经分布板送入反应器腔室内，以供二者发生气化反应；

将气化反应生成的气体产物通过出气管线排出反应器，并将固体产物通过气控排渣装置排出反应器。

可选的，所述气化剂由O₂、CO或H₂中的一种或多种与过热蒸汽混合而成。

本发明实施例提供了一种流化床分布板、流化床反应器及其气化方法，与现有的流化床分布板相比不同的是，在本发明实施例提供的流化床分布板的侧壁上开设有入射方向与流化床内部流化场方向相一致的旋孔，可以强化分布板区域大颗粒的流动，并增强了其在炉内的返混行为，从而有效地避免宽粒径分布或者有大粒径原料煤参与气化时因存在有失流化形成的流动死区而引起的在分布板上的结渣现象，特别是降低反应过程中有氧存在情况下的结渣风险，进而有利于煤气化过程的进行。

附图说明

图1为本发明实施例提供的流化床分布板的示意图；

图2为本发明实施例提供的在流化床分布板上开设的旋孔与所在平面圆的切线夹角β示意图；

图3为本发明实施例提供的在流化床分布板上开设的旋孔与所在平面圆的仰角γ示意图；

图4为本发明实施例提供的流化床反应器的示意图；

图5为本发明实施例提供的流化床反应器的气化方法流程图；

图6为本发明实施例提供的不同角度分布板的氧浓度分布的CFD模拟图。

具体实施方式

下面将结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。

下面结合附图对本发明实施例提供的流化床分布板、流化床反应器及其气化方法进行详细描述。

图1为本发明实施例提供的流化床分布板的示意图。由图1示出，本发明实施例提供了一种流化床分布板，所述流化床分布板为具有向上向外延伸的锥形筒体，在所述筒体侧壁2上开设有入射方向与流化床内部流化场方向相一致的旋孔3。

为了使原料煤在参与气化的过程中与气化剂以流动的状态能够更好地接触，在所述筒体的侧壁2上开设有入射方向与流化床内部流化场方向相一致的旋孔3。这样，由气化剂管线输送至气室的气化剂就可通过侧壁2上开设的旋孔3进入反应器腔室内，以使进入的气化剂能够在分布板区域内对颗粒产生更大的向上的曳力，能带动更多的原料煤向上运动，形成更有效的接触和返混。这里需要说明的是，流化床分布板是具有一定厚度的，这里的一定厚度可根据实际所选用的材料和分布板的具体应用条件来确定，本实施例中不对流化床分布板的具体厚度作进一步限定。

本发明实施例提供了一种流化床分布板，与现有的流化床分布板相比不同的是，在由本发明实施例提供的流化床分布板的侧壁上开设有入射方向与流化床内部流化场方向相一致的旋孔，可以强化分布板区域大颗粒的流动，并增强了其在炉内的返混行为，从而有效地避免宽粒径分布或者有大粒径原料煤参与气化时因存在有失流化形成的流动死区而引起的在分布板上的结渣现象，特别是降低反应过程中有氧存在情况下的结渣风险，进而有利于煤气化过程的进行。

在本实施例中，为了能够缓慢降低分布板的水平截面变化趋势，减小分布板区域中的气速变化梯度，以避免宽粒径或大粒径原料煤在参与气化过程中因失流化而形成的流动死区，在所述筒体的上端面1与其侧壁2之间形成的夹角（α）为50-80°，优选的，该α夹角为55-76°，更优选为65-72°。关于α夹角的角度范围的选择可根据颗粒粒径的分布情况而定，具体的，一般遵循当粒径分布≤3mm时，α夹角的范围为50-65°，当粒径分布≤6mm时，α夹角的范围为60-80°的原则。

在本发明提供的另一实施例中，旋孔3可开设在所述筒体1/3以上的区域，此处是指从筒体上端面起至所述筒体垂直高度的2/3处为分界线，旋孔3可开设在以此分界线所划分的所述筒体的上部区域。需要说明的是，旋孔3的位置可以改变旋流向上推动力的起始点，当旋孔位置下移以后，部分旋流气量发挥了气控排渣的作用，即对分布板区域颗粒产生的向上曳力加大，使排渣量减少。因此，旋孔3的位置分布很关键，本领域技术人员可以根据具体情况，综合考虑分布板α夹角和原料煤粒径分布在本发明所述范围内进行调节。

在本发明的又一实施例中，如图2所示，在所述筒体侧壁上开设有入射方向与流化床内部流化场方向相一致的旋孔3，即旋孔3与其所在平面圆的切线夹角（β）为0-60°。由气室输送的气化剂以该角度通过旋孔3进入反应器腔室中并带动原料煤运动。优选的，切线夹角β为0-45°，更优选的，切线夹角β为0-25°。这是因为，所述流化床分布板具有向上向外延伸的圆锥形结构，通过合理调节切线夹角β，使气化剂有效地沿旋孔3贴壁进入反应器腔室，最大程度地带动原料煤向上运动。

在本发明的另一实施例中，如图3所示，旋孔3还可与所在平面圆呈仰角（γ）进入，γ可选择为0-30°，优选的，γ为0-17°，更优选的，γ为0-10°。同样也可使气化剂有效地沿旋孔3贴壁进入反应器腔室，实现最大程度地带动原料煤向上运动。

为了能够使气化剂在进入分布板区域后能够有效地带动不同粒径大小的原料煤颗粒向上运动，可选的，旋孔3的直径为2-10mm。进一步优选的，直径为6-8mm。关于旋孔3的直径的选择可根据所使用的不同原料煤的最大粒径进行选择，通常为其1-2倍。开设旋孔3的目的是为了强化分布板区域大颗粒的流动，并增强其在炉内的返混行为，以更好地降低反应过程中特别是有氧存在情况的结渣风险。通常情况下，旋孔3均匀分布于分布板的平面圆上，且开孔率为0.2-0.5%。需要说明的是，关于开设旋孔3的具体数量及位置分布，本领域技术人员可在开孔率和旋孔直径确定的前提下，根据分布板区域的颗粒流化特性而具体设定。

在本发明的又一实施例中，可选的，在所述筒体侧壁2上还可开设有直孔4，其目的是为了给分布板旋孔3以下及交集部位的颗粒提供推动力，避免颗粒堆积，以保证排渣的通畅。进一步的，直孔4开设在所述筒体1/2以下的区域，即流化床分布板的下端面5与下端面5以上1/2之间的区域，此处是指所述筒体垂直高度的1/2处为分界线，直孔4可开设在以此分界线所划分的所述筒体的下部区域，从而可以更好地给分布板下端的原料煤及煤灰提供推动力，促使其进行充分的流动。需要说明的是，为了避免在分布板底端形成气封面，也为了在分布板的底端与排渣管连接口处形成气速的缓冲区，可选的，距离所述筒体下端面5-20mm的区域内不开设直孔4。留有这一范围内的缓冲区，可较好地控制煤灰的排出。

为了使气化剂在进入反应器腔室底部区域后能够有效地带动较大粒径的原料煤及煤灰颗粒向上运动，可选的，直孔4的直径为0.5-2mm，开孔率为0.1-0.5%，且均匀分布于分布板的平面圆上。需要说明的是，直孔4的数量及位置本领域技术人员可根据分布板总开孔率和旋孔面积的需要进行综合确定。

图4为本发明实施例提供的流化床反应器的示意图。如图4所示，本发明提供了一种流化床反应器，包括：

反应器主体41，其内部形成有腔室；

包括上述任一技术方案所提供的流化床分布板42，位于所述反应器主体底部，与所述反应器主体底部的器壁间形成有气室；

进料管线（未示出），贯穿于所述反应器主体的上部，与所述腔室流体连通，以供气化原料进入所述腔室内；

气化剂管线43，贯穿于反应器主体底部，开口于气室，以供气化剂通过所述流化床分布板进入所述腔室内；

出气管线（未示出），贯穿于反应器主体顶部，与所述腔室流体连通，以供气体产物排出反应器；

气控排渣装置44，位于反应器主体底部，与所述流化床分布板相连，以供固体产物排出反应器。

本发明实施例提供了一种流化床反应器，该流化床反应器中包括有本发明实施例提供的开设有旋孔的入射方向与流化床内部流化场方向相一致的分布板，可以强化分布板区域大颗粒的流动，并增强了其在炉内的返混行为，从而有效地避免宽粒径分布或者有大粒径原料煤参与气化时因存在有失流化形成的流动死区而引起的在分布板上的结渣现象，特别是降低反应过程中有氧存在情况下的结渣风险，进而有利于煤气化过程的进行。

反应器主体41具有承压能力，能够耐受并维持反应器内部空间的温度和压力，并由耐压材料制成。所述进料管线和气化剂管线43用于将所述物质在一定压力下引入反应器内部腔室，以供二者充分接触后发生气化反应。其中，气化剂管线43中通入由O₂、CO或H₂中的一种或多种与过热蒸汽混合而成的气化剂。所述出气管线用于将气化反应后的气体产物排出反应器。气控排渣装置44可以与设备相连，也可以一体成型，通过调节气控排渣装置三通中的惰性物料或气化剂的进入量来控制排渣量。需要说明的是，在实际生产过程中，本领域技术人员可根据实际情况确定上述相应管线的所需个数，从而更好地实现各自功能，实现发明目的。将较大α夹角角度的分布板与此排渣方式相结合，既能保证分布板区域颗粒的流动问题，又能实现准确控制排渣量。

图5为本发明实施例提供的流化床反应器的气化方法流程图。图如5所示，本发明提供了一种包括本发明实施例所提供的流化床反应器的气化方法，包括以下步骤：

（1）将具有一定催化剂负载量的碳质材料通过进料管线投入反应器腔室内，并在同时将气化剂通过气化剂管线送入气室，经分布板送入反应器腔室内，以供二者发生气化反应；

在本步骤中，碳质材料在经进料管线进入反应器腔室之前首先需在催化剂中进行浸渍，这样气化剂在经气化剂管线由气室经分布板进入反应器腔室后，在催化剂的作用下与气化剂发生气化反应。需要说明的是，本步骤中的催化剂为碱/碱土金属，如碳酸钾、氢氧化钙等。

并且，在该步骤中，所使用的气化剂由O₂、CO或H₂中的一种或多种与过热蒸汽混合而成。可选的，包括过热蒸汽，过热蒸汽与O₂的组合，过热蒸汽与CO的组合，过热蒸汽与H₂的组合，过热蒸汽、CO与H₂的组合，过热蒸汽、O₂、CO与H₂的组合等皆可用于实施本发明。当气化剂中使用氧气时，其浓度为0～20mol%，优选为0～10mol%。需要说明的是，本发明中所述的过热蒸汽为温度为700℃的蒸汽。

为了确保反应的顺利进行，可选的，所述气化反应的操作温度为600～800℃，操作压力为0～5MPa。优选的，操作温度为700℃，操作压力为0.3-4MPa。

（2）将气化反应生成的气体产物通过出气管线排出反应器，并将固体产物通过气控排渣装置排出反应器。

在本步骤中，在一定的温度、压力条件下，碳质材料在催化剂的作用下与气化剂发生水蒸气气化、水煤气变换、甲烷化等反应，生成的CH₄、CO、H₂、CO₂、少量的H₂S和NH₃及部分夹带细粉从反应器上部出口经出料管线排出。流化床反应器内主要反应如下：

（a）C+H₂O→H₂+CO

（b）CO+H₂O→CO₂+H₂

（c）3H₂+CO→CH₄+H₂O

（d）C+2H₂→CH₄

（e）2C+O₂→2CO

（f）C+O₂→CO₂

在本实施例中，气化剂管线设置于反应器主体的底部，气固两相在反应器腔室内充分接触，有利于达到颗粒的流化状态。另外，气化剂同时作为流化介质，可使反应器内的气化温度更加均匀。当气化剂从气化剂管线进入后，由气室经分布板均匀分布后，再进入反应器腔室内与碳质材料进行气化反应，以使反应在整个腔室内同时进行，从而对原料的利用实现最大化。当碳质材料和气化剂在反应器腔室内进行反应后，气体产物从出气管线排出反应器，气化后产生的半焦、灰渣产物从排渣装置排出反应器。

本发明实施例提供了一种流化床反应器的气化方法，该方法使用由本发明实施例提供的开设有旋孔的入射方向与流化床内部流化场方向相一致的分布板，可以强化分布板区域大颗粒的流动，并增强了其在炉内的返混行为，从而有效地避免宽粒径分布或者有大粒径原料煤参与气化时因存在有失流化形成的流动死区而引起的在分布板上的结渣现象，特别是降低反应过程中有氧存在情况下的结渣风险，进而有利于煤气化过程的进行。该方法易操作、适用性强，可广泛适用于工业生产中。

为了更好地说明一种流化床分布板、流化床反应器及其气化方法，下面以具体实施例及对比例进行详细说明。

采用具有一定粒径分布的原料煤进行煤催化气化实验，实验装置为内径0.2m、高4m的流化床，床体壁面竖直高度上每25cm设有测温点、测压点、气固取样点，以分布板上端面为高度零基准面，所用原料煤负载10wt%催化剂，粒径分布如表1、表2、表3。

表1宽粒径原料煤粒径分布（4mm以下）

粒径/mm	百分比/%
		2-4	19.44
0.9-2	33.43
		0.15-0.9	29.19
<0.15	17.94

表2中粒径原料煤粒径分布（2mm以下）

粒径/mm	百分比/%
		0.85-2	4.63
0.425-0.85	45.99

0.18-0.425	10.79
		0.096-0.18	11.17
<0.096	27.42

表3窄粒径原料煤粒径分布（0.425mm以下）

粒径/mm	百分比/%
		0.25-0.425	34.68
0.18-0.25	20.49
		0.125-0.18	19.79
0.096-0.125	7.76
		<0.096	17.28

实施例1

气化炉安装80°分布板，分布板上端面以下1/2区域内平均分布直径为2mm的旋孔，旋孔入射方向为所在高度平面圆的切线方向，旋孔开孔率为0.5%。距分布板下端面5mm以上1/4以下的区域内均匀布满直径为0.5mm的直孔，方向为水平方向，开孔率为0.1%，分布板下端与内径为25mm的三通气控排渣装置相连。

实验采用宽粒径分布原料煤，如表1，分布板通入过热蒸汽和氧气的混合气50kg/h，氧浓度为15mol%，中心排渣管通入氮气10Nm³/h，实验温度为700°，压力为3.5MPa，进料速率为20kg/h，待床层稳定在2m左右时，收集相关数据，见表4。

实施例2

气化炉安装50°分布板，分布板上端面以下1/2区域内平均分布直径为4mm的旋孔，入射方向与所在高度平面圆的切线方向成60°夹角，旋孔开孔率为0.2%。距分布板下端面10mm以上1/3以下的区域内均匀布满直径为1mm的直孔，方向为水平方向，开孔率为0.3%，分布板下端与内径为25mm的三通气控排渣装置相连。

实验采用宽粒径分布原料煤，如表1，分布板通入过热蒸汽和氧气的混合气50kg/h，氧浓度为15mol%，中心排渣管通入氮气10Nm³/h，实验温度为700°，压力为3.5MPa，进料速率为20kg/h，待床层稳定在2m左右时，收集相关数据，见表4。

实施例3

气化炉安装60°分布板，分布板上端面以下2/3区域内平均分布直径为10mm的旋孔，入射方向与所在高度平面圆的切线方向成30°夹角，旋孔开孔率为0.4%。距分布板下端面20mm以上1/2以下的区域内均匀布满直径为2mm的直孔，方向为水平方向，开孔率为0.5%，分布板下端与内径为25mm的三通气控排渣装置相连。

实验采用宽粒径分布原料煤，如表1，分布板通入过热蒸汽和氧气的混合气50kg/h，氧浓度为15mol%，中心排渣管通入氮气10Nm³/h，实验温度为700°，压力为3.5MPa，进料速率为20kg/h，待床层稳定在2m左右时，收集相关数据，见表4。

实施例4

气化炉安装70°分布板，分布板上端面以下1/3区域内平均分布直径为5mm的旋孔，入射方向与所在高度平面圆的切线方向成20°夹角，旋孔开孔率为0.3%。分布板下端面以上1/2区域内均匀布满直径为1.5mm的直孔，方向为水平方向，开孔率为0.4%，分布板下端与内径为25mm的三通气控排渣装置相连。

实验采用中粒径分布原料煤，如表2，分布板通入过热蒸汽和氧气的混合气35kg/h，氧浓度为15mol%，中心排渣管通入氮气5Nm³/h，实验温度为700°，压力为3.5MPa，进料速率为20kg/h，待床层稳定在2m左右时，收集相关数据，见表4。

实施例5

气化炉安装65°分布板，分布板上端面以下2/3区域内平均分布直径为2mm的旋孔，入射方向与所在高度平面圆的切线方向成10°夹角，旋孔开孔率为0.3%。分布板下端面以上1/3区域内均匀布满直径为0.5mm的直孔，方向为水平方向，开孔率为0.5%，分布板下端与内径为25mm的三通气控排渣装置相连。

实验采用窄粒径分布原料煤，如表3，分布板通入过热蒸汽和氧气的混合气35kg/h，氧浓度为15mol%，中心排渣管通入氮气5Nm³/h，实验温度为700°，压力为3.5MPa，进料速率为20kg/h，待床层稳定在2m左右时，收集相关数据，见表4。

实施例6

气化炉安装75°分布板，分布板上端面以下2/3区域内平均分布直径为6mm的旋孔，入射方向与所在高度平面圆的切线方向成0°夹角，旋孔开孔率为0.5%。距分布板下端面8mm以上1/3以下的区域内均匀布满直径为0.5mm的直孔，方向为水平方向，开孔率为0.2%，分布板下端与内径为25mm的三通气控排渣装置相连。

实验采用中粒径分布原料煤，如表2，分布板通入过热蒸汽和氧气的混合气50kg/h，氧浓度为10mol%，中心排渣管通入氮气10Nm³/h，实验温度为700°，压力为2.0MPa，进料速率为20kg/h，待床层稳定在2m左右时，收集相关数据，见表4。

对比例1

气化炉安装常用45°形分布板，分布板均匀布满直径为1mm的直孔，方向为水平方向，开孔率为0.5%，分布板下端与内径为25mm的三通气控排渣装置相连。

实验采用中粒径分布原料煤，如表2，分布板通入过热蒸汽和氧气的混合气50kg/h，氧浓度为15mol%，中心排渣管通入氮气10Nm³/h，实验温度为700°，压力为3.5MPa，进料速率为20kg/h，待床层稳定在2m左右时，收集相关数据，见表4。

对比例2

气化炉安装70°分布板，分布板均匀布满直径为2mm的直孔，方向为水平方向，开孔率为0.8%，分布板下端与内径为25mm的三通气控排渣装置相连。

实验采用宽粒径分布原料煤，如表1，分布板通入过热蒸汽和氧气的混合气50kg/h，氧浓度为15mol%，中心排渣管通入氮气10Nm³/h，实验温度为700°，压力为3.5MPa，进料速率为20kg/h，待床层稳定在2m左右时，收集相关数据，见表4。

表4实施例效果对比数据

参照表4对比数据分析，对于宽粒径分布或有大颗粒原料煤参与的气化过程，数据显示80°角比50°角床层温度更加均匀，同一取样点颗粒粒径均小于50°锥角分布板，这是由于角度变大以后，分布板区域产生的竖直向上推动力更大，利于大颗粒煤粉流化和床层返混，使氧浓度分散均匀，床层温度基本稳定。

下移分布板上旋孔位置，改变旋流推动力的起始点，气化指标和改变前差别不大，但排渣量略有减少，分析原因是旋孔下移以后，部分旋流气量发挥了排渣管气控排渣的作用，因此可以通过减少排渣管气量控制排渣的稳定性。

对比例采用了常见45°分布板以及本发明中所述的70°分布板，全部布置为1mm直孔，对较大粒径的原料煤进行气化，结果均发生了分布板结渣，通过查看不同取样点的固相样品发现，分布板区域大颗粒比例很大，出现了流动死区并造成氧浓度聚集无法扩散，造成了分布板区超温，煤粉烧结，可见对于宽粒径分布原料煤气化过程分布板旋孔的作用极大；若分布板全部采用旋孔则分布板区向上旋转推动力更大，如对比例3所示数据，排渣则不容易受到控制。

实施例7

为了更加直观地了解分布板对炉内状况的影响，利用CFD计算机模拟技术（Fluent软件）对45°和70°分布板、内径为200mm流化床进行模拟，考察分布板一定通氧量下氧浓度分布情况，计算结果如图6所示。

从图中可发现，70°分布板流化床比45°分布板流化床更容易将氧气分散，减少氧气在某一位置的积聚，将燃烧区有效提升，避免了因分布板区域颗粒流化欠佳造成剧烈燃烧发生结渣。

显然，上述实施例仅仅是为清楚地说明所作的举例，而并非对实施方式的限定。对于所属领域的普通技术人员来说，在上述说明的基础上还可以做出其它不同形式的变化或变动。这里无需也无法对所有的实施方式予以穷举。而由此所引伸出的显而易见的变化或变动仍处于本发明创造的保护范围。

Claims (12)

1.一种流化床分布板，其特征在于，所述流化床分布板具有向上向外延伸的锥形筒体，在所述筒体侧壁上开设有入射方向与流化床内部流化场方向相一致的旋孔。

2.根据权利要求1所述的流化床分布板，其特征在于，所述筒体的上端面与所述侧壁之间形成的夹角为50-80°。

3.根据权利要求1所述的流化床分布板，其特征在于，所述旋孔开设在所述筒体1/3以上的区域。

4.根据权利要求1或3所述的流化床分布板，其特征在于，所述旋孔的入射方向与其所在平面圆的切线夹角为0-60°。

5.根据权利要求1或3所述的流化床分布板，其特征在于，所述旋孔的直径为2-10mm，开孔率为0.2-0.5%。

6.根据权利要求1所述的流化床分布板，其特征在于，在所述筒体侧壁上还开设有直孔。

7.根据权利要求6所述的流化床分布板，其特征在于，所述直孔开设在所述筒体1/2以下的区域。

8.根据权利要求6或7所述的流化床分布板，其特征在于，距离所述筒体下端面5-20mm的区域内不开设直孔。

9.根据权利要求6或7所述的流化床分布板，其特征在于，所述直孔的直径为0.5-2mm，开孔率为0.1-0.5%。

10.一种流化床反应器，其特征在于，包括：反应器主体、进料管线、气化剂管线、出气管线、气控排渣装置以及如权利要求1-9任一项所述的流化床分布板。

11.一种如权利要求10所述的流化床反应器的气化方法，其特征在于，包括以下步骤：

将具有一定催化剂负载量的碳质材料通过进料管线投入反应器腔室内，并在同时将气化剂通过气化剂管线送入气室，经分布板送入反应器腔室内，以供二者发生气化反应；

将气化反应生成的气体产物通过出气管线排出反应器，并将固体产物通过气控排渣装置排出反应器。

12.根据权利要求11所述的气化方法，其特征在于，所述气化剂由O₂、CO或H₂中的一种或多种与过热蒸汽混合而成。

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