CN109749785A

CN109749785A - 碳质粉料循环流化床气化转化方法

Info

Publication number: CN109749785A
Application number: CN201910119223.2A
Authority: CN
Inventors: 何巨堂
Original assignee: Luoyang Rui Hua New Energy Technology Development Co Ltd
Current assignee: Luoyang Rui Hua New Energy Technology Development Co Ltd
Priority date: 2019-02-17
Filing date: 2019-02-17
Publication date: 2019-05-14

Abstract

碳质粉料循环流化床气化转化方法，可用于加工非常规气化物料如污水蒸汽、污水、煤加氢直接液化残渣粉；可构成分级固体燃烧、分级供热的循环流化床气化方法，以提高气化反应空间温度、同时降低对有效合成气的烧失量、提高蒸汽分解率，在气化炉炉膛的底部燃烧区设置至少2个子燃烧区，第1子燃烧区上升燃烧产物与相遇碳质粉料混合气化转化所得第1气化过程产物与第2子燃烧区上升燃烧产物混合升温气化转化得到第2气化过程产物，最后的气化过程产物排出循环流化床气化炉炉膛；或者设置气化炉炉膛辅助燃烧室向炉膛不同高度位置的气化空间输入高温气固物料；通常含碳粉料包含粉焦；污水蒸汽的蒸发过程可回收煤加氢直接液化过程的中温热。

Description

碳质粉料循环流化床气化转化方法

技术领域

本发明碳质粉料循环流化床气化转化方法，可用于加工非常规气化物料如污水蒸汽、污水、煤加氢直接液化残渣粉；可构成分级固体燃烧、分级供热的循环流化床气化方法，以提高气化反应空间温度、同时降低对有效合成气的烧失量、提高蒸汽分解率，在气化炉炉膛的底部燃烧区设置至少2个子燃烧区，第1子燃烧区上升燃烧产物与相遇碳质粉料混合气化转化所得第1气化过程产物与第2子燃烧区上升燃烧产物混合升温气化转化得到第2气化过程产物，最后的气化过程产物排出循环流化床气化炉炉膛；或者设置气化炉炉膛辅助燃烧室向炉膛不同高度位置的气化空间输入高温气固物料；通常含碳粉料包含粉焦；污水蒸汽的蒸发过程可回收煤加氢直接液化过程的中温热。

背景技术

以下描述高挥发分粉煤的热解分质利用工艺路线，包括粉煤热解过程、热解半焦制氢反应过程、粉煤加氢直接液化过程、污水转化利用以及煤液化残渣转化利用；其中液化残渣可以用作制氢原料，也可以作为燃料进入循环流化床锅炉配煤燃烧。

中国是一个富煤少油缺天然气的国家，长远而言，石油必须实现自给或大部分自给，因此，选择合适煤种(高挥发分、低灰分、高含氢煤种)为原料，经过经济性煤加氢直接液化工艺生产合成油是历史必然，是中国工程技术人员必须完成的历史任务。由于当前中国石油储备已经很少，石油耗量约4.5～6.0亿吨/年，要求上述工程技术快速大规模工业化，也就是说，煤加氢直接液化制油是一个市场巨大足以构成中国中远期经济的一个增长极的大型产业。

根据国家煤制油煤种的评选、普查公开数据，中国存在上千亿吨的适合加氢直接液化的煤炭，它们是高挥发分、较低灰分、氢含量高的低阶煤种，如长焰煤，如内蒙古鄂尔多斯地区、陕西北部的神府煤田的长焰煤煤炭，如新疆哈密地区的长焰煤煤炭，它们的挥发分Vad高达32～53％，灰分含量仅2～9％，分煤热解焦油收率可达15～23％重量(对干基热解粉煤)。

现代化大型煤矿比如低变质煤矿通常采用机械化综采技术以提高采煤效率、降低成本，其煤炭采出品中的粉煤产率约为60～70％，成为主体产品，因此粉煤的深度转化和综合利用技术必将占据现代低变质煤炭利用技术的主体地位，粉煤加工的一个分支领域是“粉煤分质分级利用”，其中粉煤低温热解被视为有经济竞争力的技术途径。本发明所述粉煤低温热解过程，指的是以多产煤焦油为工艺目标的在适宜低温范围内操作的粉煤热解过程。粉煤低温热解过程的主要产品是焦油、煤气、半焦，其中焦油被认为是潜在经济价值最大的产品，通常期望提高其产率或和氢含量，富油煤的粉煤经过中温热解可以得到12～23％(对干粉煤原料重量)的热解焦油，焦油和煤气的价值基本抵消了粉煤热解过程的全部成本，得到的40～65％(对干粉煤原料重量)的热解粉焦是价格及其低廉的低挥发分碳质料，由于热解粉焦数量巨大，必须考虑就地转化问题，比如用于制氢、燃烧发电和产汽，基于煤加氢直接液化全场动力锅炉的燃料平衡和液化残渣配烧试验的比例数据，通常剩余部分液化残渣需要就地转化，很明显，一个主要的加工方向是气化制氢，这是要结合煤加氢直接液化工厂全厂工艺过程进行水、碳、氢的综合平衡的通常推论。

煤加氢直接液化反应、液化粗油后续加氢过程需要消耗大量氢气，按照坑口供煤、就近转化制氢的原则，必然使用基本相同的煤种或其洗选过程富灰煤配套煤制氢过程，为了避免高挥发分煤中的富油高氢结构，经历“富油基团碎裂制氢气、氢气再次与煤液化煤沥青合成油品”的“油制氢、氢气再合成油”的不合理过程，富油粉煤应该先经过粉煤热解过程提取焦油，然后热解粉状半焦作为气化碳料制取氢气，这也是国家确定的合理的煤炭分质利用工艺路线。

由于一旦选择热解半焦制氢工艺路线，就要求发展出或选择出与其粉焦气化过程特点相配套的适宜热解半焦制氢工艺路线，由于单纯的热解半焦难以制备稳定性好、浓度高的水煤浆用于制氢，而单纯的热解半焦干粉气化过程也难以联合加工污水蒸汽或污水或煤加氢直接液化残渣，有必要结合粉焦循环流化床气化反应过程的高温、有氧(氧化剂)、富于还原性气体、较长高温停留时间等条件，增加其它工艺功能，发展出一种多用途高温分解转化工艺，期望实现污水蒸汽或和污水或和煤加氢直接液化残渣的联合加工；当然，这并不是排除粉焦气化过程不能联合加工粉煤等碳质粉料，也不是排除粉焦燃烧过程不能联合加工粉煤等碳质粉料。

粉焦气化过程的一个缺点是，由于半焦挥发分含量远低于其前身物粉煤，大量实验证明，难以制备高浓度水焦浆，这样必须在粉焦气化技术范畴选择粉焦气化制气路线。与粉煤气化相比，粉焦的气化速度通常较低、气化时间较长，这样气化过程高温停留时间较长的富氧或纯氧、常压或加压的粉焦循环流化床气化技术就成为一种具备竞争力的适应性工艺途径。

另一方面，对于以CO₂为气化剂的碳质料气化过程，由于CO₂反应性较水蒸气反应性低得多，为了提高CO₂气化剂的分解率，也需要延长气化时间。

煤加氢直接液化残渣粉，其干馏、气化反应需要较高的操作温度、较高的体积能量密度，以有效保证冷料的升温速度，而大量存在的高温循环气化半焦粉可以提供快速混合、加热、气化的条件；由于煤加氢直接液化残渣粉中挥发性有机质沥青质含量高，为了实现快速干馏、气化，要求气化炉炉膛主体气化空间尽量处于高温状态，同时也不希望使用辅氧化剂补热造成大量有效合成气的烧失。

富氧或纯氧、常压或加压的粉焦循环流化床气化过程的一种重大特点是，原料水含量低、挥发分含量低，而灰熔点较高的粉焦循环流化床气化过程可以在较高的气化温度下操作，整体气化炉操作温度均处于高温区(热反应有效反应区)这样，在不影响气化气品质(主要是焦油含量)的前提条件下，就创造出了允许气化剂水蒸汽含有一定量的焦油组分的操作空间，使污水部分蒸发出的污水蒸汽用作气化剂成为可能，但是需要对常规循环流化床气化炉的操作和结构进行改良。

从上述分析可以看出，在粉焦气化过程，一方面，为了保证或提高气化剂水蒸汽的分解率，需要提供较长的反应时间，或者说需要出现一种能够灵活延长粉焦气化反应时间的工艺；另一方面，在气化反应时间足够长的条件下，可以充分利用长时间、高温、有氧化剂、还原剂条件转化气化剂水蒸汽携带的重烃等有机组分并使离子型杂质组分进入灰分中，完全可以加工或联合加工污水汽化蒸汽，总之，需要出现一种合理可行的多功能循环流化床气化工艺，具有气化剂水蒸汽的气化反应停留时间明显延长即水分解率高、杂质组分转化彻底的特点，操作适应性强(能够适应污水蒸汽温度低需要入炉快速吸热过热，能够适应污水需要入炉高度分散、快速吸热蒸发、过热，能够适应煤加氢直接液化残渣粉快速干馏、固化、气化而不液化团聚的要求)，其中的核心工艺参数是有效延长蒸汽或中间气化气或煤加氢直接液化残渣粉的高温反应时间且可实现可靠灵活操作。

对于立式粉焦循环流化床气化过程而言，在循环流化床气化炉气相主体上行流速存在下线的前提条件下，有效延长蒸汽或中间气化气或煤加氢直接液化残渣粉的高温反应时间的方法是使用分级配风的循环流化床气化炉及其气化方法，如申请号为201710647550.6的分级配风的循环流化床气化装置以及气化方法的申请公布号为CN107312575 A的公开文件所记载的方法，较常规的不使用分级配风的循环流化床气化炉，可提高气化效率，降低飞灰含碳量，但是使用辅氧化剂补热必然造成大量有效合成气的烧失，并且辅氧化剂中氧气占总体氧化剂比例越高，有效合成气的烧失率越高，对于气化速度慢的碳质粉料如粉焦、煤加氢直接液化残渣粉的循环流化床气化过程，辅氧化剂中氧气占总体氧化剂比例太高比如高达35～55％的比例，负作用太大而不经济。

因此要求出现一种循环气化半焦分批燃烧形成燃烧产物、向气化产物过程气分级提供无氧气或低氧气热物料进行补热的气化方法和气化炉炉膛结构。

至此，已经提出本发明的基本设想碳质粉料循环流化床气化转化方法，可用于加工非常规气化物料如污水蒸汽、污水、煤加氢直接液化残渣粉；可构成分级固体燃烧、分级供热的循环流化床气化方法，以提高气化反应空间温度、同时降低对有效合成气的烧失量、提高蒸汽分解率，在气化炉炉膛的底部燃烧区设置至少2个子燃烧区，第1子燃烧区上升燃烧产物与相遇碳质粉料混合气化转化所得第1气化过程产物与第2子燃烧区上升燃烧产物混合升温气化转化得到第2气化过程产物，最后的气化过程产物排出循环流化床气化炉炉膛；或者设置气化炉炉膛辅助燃烧室向炉膛不同高度位置的气化空间输入高温气固物料；通常含碳粉料包含粉焦；污水蒸汽的蒸发过程可回收煤加氢直接液化过程的中温热；气化炉炉膛底部加热室或辅助加热室，可以单独加热污水、污水蒸汽，该过程产物进入气化炉炉膛主体气化反应空间联合转化。

与常规的加工净洁水蒸气、粉煤、粉焦的循环流化床气化过程相比，本发明将非常规气化转化物料如污水蒸汽、污水、煤加氢直接液化残渣粉引入循环流化床气化过程，形成了一种多用途非常规物料的高温分解转化工艺。

与设置辅氧化剂入口的分段控制气化炉炉膛温度的循环流化床气化方法相比，其优点在于：

①本发明将分级固体燃烧、分级供热的分段控制气化炉炉膛温度的循环流化床气化方法，以独立碳质料燃烧方式为手段，提高气化反应空间温度、提高蒸汽分解率、烃类分解率和气化率，基本避免了分级燃烧过程对有效合成气的烧失问题，提高了气化效率；

②增加分级固体燃烧、分级供热的批次，能够有效简化气化炉炉膛主体反应空间的流场结构；

在气化炉炉膛的下部或中间适当位置，可以方便地设置辅助燃烧室、加热室生产热物料，不含氧气的气固物料的混合分布，其物料分布器结构简单，易于实现混合物料的流场分布的控制和稳定；

③增加分级固体燃烧、分级供热的批次，能够有效提高高温操作区体积比率，提高气化转化效率，降低气化炉炉膛主体气化区体积量；

④增加分级固体燃烧、分级供热的批次，由于各燃烧室相互独立互不影响，确保了各炉膛温度调节的可靠性灵活性；同样地，可以配置气化炉炉膛底部加热室或辅助加热室，可以单独加热污水、污水蒸汽，使该过程产物进入气化炉炉膛主体气化反应空间进行联合转化，该过程具有高的可靠、灵活性、彻底性，实现了功能的多样化，拓宽了工艺的应用范围，提高了系统效率；

增加分级固体燃烧、分级供热的批次，整体流化床气化过程被分割为几个升温操作操作相对独立而难以相互干扰的气化炉炉膛反应温度控制步骤，气化炉炉膛内流化床流体力学状态稳定性增强，即使某个辅燃烧室(通常是烧炭室)的燃烧过程调整幅度较大，也基本不会影响其它燃烧室工况，进而对气化炉炉膛内流化床流体力学状态的影响程度为可靠控制，即系统操作变得不敏感而趋于稳定；在此基础上，气化炉炉膛反应空间可以安全、稳定地进行以下1种或几种操作模式：

选择1，接收含少量有机物如酚、焦油等组分污水蒸汽为气化剂，系统实现有机物的深度热解、气化，将其转化为H₂、CO、CH₄等；

选择2，可以接受低温污水蒸汽，在辅助加热室进行污水蒸汽过热、初级气化等过程，在下游气化反应空间进形有机物的深度热解、气化，将其转化为H₂、CO、CH₄等；

选择3，甚至可以接收污水直接喷入辅助加热室后蒸发、蒸汽过热、初级气化操作模式，进行有机质初级热解和气化等过程，在下游气化反应空间进形有机物的深度热解、气化，将其转化为H₂、CO、CH₄等；

选择4，本发明分级固体燃烧、分级供热的分段控制气化炉炉膛温度的循环流化床气化方法，接收煤加氢直接液化残渣粉或掺混液化残渣粉的碳质粉料(如粉煤或粉焦)，借助于大量高温循环半焦的流化床混合模式，煤加氢直接液化残渣粉被高能量密度的流化床固体颗粒快速混合、加热、热解、气化，避免软化步骤停留时间，产生的焦油蒸汽进行初级热解、气化等过程，在下游的高温气化反应空间进形有机物的深度、彻底热解、气化，将其转化为H₂、CO、CH₄等，高效生产合成气；

⑤多用途非常规物料的高温分解转化工艺，简化了工厂系统的复杂性，可以大幅度降低投资和能耗，实现非常规物料(如污水蒸汽、污水、煤加氢直接液化残渣粉)的净洁化学转化，实现物料回收、能量回收、环保处理的高度一体化；

⑥由于各燃烧室相互独立互不影响，气化炉炉体的制造、检修、操作难度基本不增加；

⑦气化炉炉膛主体反应空间的流场结构同现有常规循环流化床气化炉，因此，现有的循环流化床气化炉、旋分除尘、半焦回流系统的流体力学经验数据可以直接借鉴；

⑧本发明特别适合于高挥发粉煤如新疆哈密煤、内蒙神府煤田煤的分质高效利用，利于构建经济性、节水型煤加氢直接液化总体工艺，即“分煤热解生产煤气、热解焦油和粉焦，粉焦气化联合处理污水蒸汽制备合成气，合成气制氢供热解焦油与粉煤联合加氢直接液化过程，加氢直接液化过程酸性水净化水部分汽化蒸汽作气化剂使用，形成水蒸汽制氢气、氢气与煤中有机氧化合为水、加氢直接液化过程酸性水的净化水部分汽化蒸汽气化这样的循环回路，优点在于，结合热解半焦气化过程特点、煤加氢直接液化工厂全厂工艺用水水质差异，通过不同水质的水物流的梯级循环利用，可以大幅度降低新鲜水(或除盐水或除氧水)用量，并可降低污水深度处理系统规模，可节省大量工程投资，节省净化成本，节省大量占地面积；而污水蒸汽的蒸发过程可回收煤加氢直接液化过程的中温热。

⑨提供了一条煤加氢直接液化残渣制合成气工艺路径，可以接收煤加氢直接液化残渣粉或掺混液化残渣粉的碳质粉料(如粉煤或粉焦)，特别适宜于灰熔点较高的新疆哈密煤、内蒙神府煤田煤的粉煤、粉焦气化联合加工煤加氢直接液化残渣粉，也可利用粉煤、粉焦完成开工生产正常后单独加工煤加氢直接液化残渣粉。

本发明方法未见报道。

发明的第一目的在于提出碳质粉料循环流化床气化转化方法。

发明的第二目的在于提出碳质粉料循环流化床气化转化方法，可以转化非常规气化转化物料如污水蒸汽、污水、煤加氢直接液化残渣粉。

发明的第三目的在于提出碳质粉料循环流化床气化转化方法，在气化炉炉膛的下部或中间适当位置，可以方便地设置辅助燃烧室生产热物料。

发明的第四目的在于提出碳质粉料循环流化床气化转化方法，在气化炉炉膛的下部或中间适当位置，可以方便地设置加热室生产热物料。

发明的第四目的在于提出碳质粉料循环流化床气化转化方法，可以转化含热解粉焦的碳质料或单一的热解粉焦碳质料。

发明的第五目的在于提出碳质粉料循环流化床气化转化方法，可以转化掺和煤加氢直接液化残渣粉的碳质料或单一的煤加氢直接液化残渣粉碳质料。

发明内容

本发明碳质粉料循环流化床气化转化方法，其特征在于：

非氧气气化剂组分，至少包含H₂O或和CO₂组分；

在碳质粉料循环流化床气化过程R10，使用循环流化床气化炉炉膛R10-1、气化炉炉膛气固产物的气固分离系统R10-1P-S10、气固分离系统R10-1P-S10排出的固体料R10-1P-S10S的返料系统R10-CLOOP；

环流化床气化炉炉膛R10-1，对外加碳质粉料R10-D进行气化转化，使用含氧气的氧化剂物料；使用非氧气气化剂，发生至少一部分碳质粉料R10-D与非氧气气化剂组分之间的气化反应，生成至少一部分H₂或和CO；

在碳质粉料循环流化床气化过程R10，至少存在一个完整的碳质粉料循环回路CLOOPX；

至少一路循环气化碳质粉料沿碳质粉料循环回路CLOOPX通过气化炉炉膛R10-1，气化炉炉膛R10-1排出的气固产物R10-1P，在气固分离系统R10-1P-S10分离为可能含固体的气相R10-1P-S10V和颗粒固体R10-1P-S10S；至少一部分颗粒固体R10-1P-S10S用作循环气化碳质粉料进入循环流化床气化炉炉膛R10-1循环反应；

可能存在的炉渣R10-L从排渣口排出；

碳质粉料循环流化床气化过程R10的特征在于：环流化床气化炉炉膛R10-1的工作方式，选自下列方式中的一种或几种的组合：

①对含污水蒸汽的物料进行气化转化；

②对含污水的物料进行气化转化；

③对含煤加氢直接液化残渣粉的物料进行气化转化；

④对含煤加氢直接液化残渣粉和热解半焦的物料进行气化转化；

⑤在炉膛R10-1下部，设置主燃烧室R10-RSQA和至少一个辅助燃烧室R10-RSQA；

⑥在炉膛R10-1中部，设置至少一个内置式辅助燃烧室NFZ1；

⑦在炉膛R10-1中部，设置至少一个外置式辅助燃烧室。

本发明，在炉膛R10-1下部，可以设置主燃烧室R10-RSQA和一个辅助燃烧室R10-RSQA；

炉膛R10-1底部的主燃烧室R10-RSQA，是以烧炭为主的燃烧室，接收循环气化半焦R10-1P-S10S-A、外加碳质粉料R10-D，含氧气主气化剂R10-QA自底部进入，可能存在的炉渣R10-LA从排渣口排出；

主燃烧室R10-RSQA，在工作过程中，碳质料R10-D的气化反应在炉膛R10-1中进行，碳质料R10-D从给料口进入炉膛R10-1，含有未完全反应的碳的循环物料R10-1P-S10S-A进入炉膛R10-1，主气化剂R10-QA进入主燃烧室R10-RSQA，上述物料在主燃烧室R10-RSQA进行气固混合，并在流化状态下发生以碳燃烧为主的反应，释放大量热量，产生高温气固燃烧产物；

主燃烧室R10-RSQA的燃烧混合气体携带未完全反应的碳及热量在炉膛R10-1内自下而上运动，在此过程中随着氧气的消耗，反应逐渐转变为以还原反应为主的气化反应，并消耗氧化反应生成的热量，温度会降低；

气化炉炉膛R10-1底部的辅助燃烧室R10-RSQB，是以烧炭为主的燃烧室，接收R10-1P-S10S-B，可能不加入外加碳质粉料，含氧气气化剂R10-QB进入辅助燃烧室R10-RSQB，可能存在的炉渣R10-LB从排渣口排出；

辅助燃烧室R10-RSQB，在工作过程中，循环气化半焦R10-1P-S10S-B的燃烧反应在辅助燃烧室R10-RSQB中进行，气化剂R10-QB进入辅助燃烧室R10-RSQB，上述物料在辅助燃烧室R10-RSQB进行气固混合，并在流化状态下发生以碳燃烧为主的反应，释放大量热量，产生高温气固燃烧产物；

自主燃烧室R10-RSQA上升的热物料，与相遇的碳质粉料混合分离换热后，边上升边反应转化为第1气化过程产物；第1气化过程产物，与辅助燃烧室R10-RSQB排出的燃烧产物混合升温为第一混合气MV100；第一混合气MV100，继续气化反应转化为第2气化过程产物，最后的气化过程产物排出炉膛R10-1。

本发明，在炉膛R10-1中部，可以设置一个内置式辅助燃烧室NFZ1；

内置式辅助燃烧室NFZ1的空间，由炉膛壁面、内置式燃烧室NFZ1室墙NFZ1-SQ构成；在内置式辅助燃烧室NFZ1内部，设置氧化剂NFZ1-YQ进口，设置可能需要的炉渣NFZ1-L排出口，设置碳质粉料NFZ1-TL加入口；

内置式辅助燃烧室NFZ1，是以烧炭为主的燃烧室，接收可能包含循环气化半焦的碳质粉料NFZ1-TL，含氧气气化剂NFZ1-YQ自底部进入，炉渣NFZ1-L从排渣口排出；

内置式辅助燃烧室NFZ1，在工作过程中，碳质粉料NFZ1-TL的燃烧反应在内置式辅助燃烧室NFZ1中进行，在流化状态下发生以碳燃烧为主的反应，释放大量热量，产生高温气固燃烧产物；

炉膛底部主燃烧室的燃烧混合气体携带未完全反应的碳及热量在炉膛R10-1内自下而上运动，在此过程中随着氧气的消耗，反应逐渐转变为以还原反应为主的气化反应，并消耗氧化反应生成的热量，温度会降低；

自主燃烧室上升的热物料，与相遇的碳质粉料混合分离换热后，边上升边反应转化为第1气化过程产物；第1气化过程产物，与辅助燃烧室NFZ1排出的燃烧产物混合升温为第一混合气MV100，然后继续气化反应转化为第2气化过程产物，最后的气化过程产物排出循环流化床气化炉炉膛。

本发明，在炉膛R10-1中部，可以设置一个外置式辅助燃烧室WFZ1；

外置式辅助燃烧室WFZ1的空间，由炉膛壁面、外置式燃烧室WFZ1室墙WFZ1-SQ构成；在外置式辅助燃烧室WFZ1内部，设置氧化剂WFZ1-YQ进口，设置可能需要的炉渣WFZ1-L排出口，设置碳质粉料WFZ1-TL加入口；

外置式辅助燃烧室WFZ1，是以烧炭为主的燃烧室，接收可能包含循环气化半焦的碳质粉料WFZ1-TL，含氧气气化剂WFZ1-YQ自底部进入，炉渣WFZ1-L从排渣口排出；

外置式辅助燃烧室WFZ1，在工作过程中，碳质粉料WFZ1-TL的燃烧反应在外置式辅助燃烧室WFZ1中进行，在流化状态下发生以碳燃烧为主的反应，释放大量热量，产生高温气固燃烧产物；

自主燃烧室上升的热物料，与相遇的碳质粉料混合分离换热后，边上升边反应转化为第1气化过程产物；第1气化过程产物，与辅助燃烧室WFZ1排出的燃烧产物混合升温为第一混合气MV100，然后继续高温气化反应转化得到第2气化过程产物，最后的气化过程产物排出循环流化床气化炉炉膛。

本发明，包含污水蒸汽的物料，可以以1批或2批2个不同高度位置或多批多个不同高度进入炉膛R10-1。

本发明，包含污水的物料，可以以1批或2批2个不同高度位置或多批多个不同高度进入炉膛R10-1。

本发明，包含煤加氢直接液化残渣粉的物料，可以以1批或2批2个不同高度位置或多批多个不同高度进入炉膛R10-1。

本发明，气化炉炉膛的气固混相产物的气固分离过程，可以包含1级或2级或多级气固分离过程。

本发明，气化炉炉膛的气固混相产物R10-1P的气固分离过程R10-1P-S10，其工作方式可以选自下列中的1种或几种：

①气固分离过程R10-1P-S10，包含1级气固分离过程R10-1P-S10-1；

气固分离过程R10-1P-S10-1，将气固混相产物R10-1P分离为可能含固体的气体R10-1P-S10-1V和固体R10-1P-S10-1S；

至少一部分固体R10-1P-S10-1S分为1路或2路或多路循环碳质料，返回气固分离过程R10-1P-S10炉膛R10-1；

②气固分离过程R10-1P-S10，包含2级气固分离过程R10-1P-S10-1、R10-1P-S10-2；

气固分离过程R10-1P-S10-2，将气体R10-1P-S10-1V分离为可能含固体的气体R10-1P-S10-2V和固体R10-1P-S10-2S；

至少一部分固体R10-1P-S10-2S分为1路或2路或多路循环碳质料，返回气固分离过程R10-1P-S10炉膛R10-1；

③气固分离过程R10-1P-S10，包含3级气固分离过程R10-1P-S10-1、R10-1P-S10-2、R10-1P-S10-3；

气固分离过程R10-1P-S10-3，将气体R10-1P-S10-2V分离为可能含固体的气体R10-1P-S10-3V和固体R10-1P-S10-3S；

至少一部分固体R10-1P-S10-3S分为1路或2路或多路循环碳质料，返回气固分离过程R10-1P-S10炉膛R10-1。

本发明，使用的固体粉料输料系统或返料系统，通常，包括下降管、返料器和输料管。

本发明，气化炉R10的炉膛R10-1可以设置辅气化剂进料；

所述辅气化剂，是不同于气化炉炉膛底部加入的主气化剂的含氧气气化剂；

所述辅气化剂进口，可以选自下列中的1种或几种：

①自外加碳质粉料进料口以下、循环碳质粉料进口以上的位置进入炉膛R10-1中；

②自外加碳质粉料进料口以上的位置进入炉膛R10-1中。

本发明，气化炉R10的炉膛R10-1可以设置辅气化剂进料；

所述辅气化剂进口的工作方式，可以选自下列中的1种或几种：

①水平向炉膛中心喷出；

②倾斜向下向炉膛中心喷出；

③在水平位置，沿着炉膛筒体的切向贴近炉膛壁面喷入，形成旋转流动；

④对于变截面积炉膛，在炉膛截面积变大的过渡区壁面上，向上贴近炉膛壁面喷入；

⑤在同一水平位置，沿着炉膛筒体的边沿，周向均布偶数个数的进口；

⑥辅气化剂进料口，使用喷嘴形成散射。

本发明，气化炉R10的炉膛R10-1可以设置辅气化剂进料；

可以在炉膛R10-1的1个或2个或多个不同水平位置的高度，设置辅气化剂进口；

在同一水平位置，沿着炉膛筒体的边沿，可以周向布置1个或2个或多个辅气化剂进口。

本发明，气化炉R10的炉膛R10-1可以设置辅气化剂进料FQHJ；

辅气化剂FQHJ进料中氧气的体积量，通常，占气化炉R10总体气化剂中氧气的体积量的15～50％。

本发明，气化炉R10的炉膛R10-1设置辅气化剂进料FQHJ；全部气化炉用辅气化剂进料中氧气的体积量，通常，占全部气化炉总体气化剂中氧气的体积量的15～50％。

本发明，气化炉R10的炉膛R10-1的底部附近区域，可以设置多点注入的主气化剂进料系统，其中部分主气化剂采用水平面内切向进料模式，使得炉膛R10-1的底部燃烧区存在颗粒物的旋转运动。

本发明，气化炉R10的炉膛R10-1可以属于变截面积的炉膛。

本发明，立式气化炉R10的炉膛R10-1可以属于由下向上截面积逐步变大的炉膛。

本发明，气化炉R10的立式炉膛R10-1可以属于由下向上截面积逐步变大的炉膛；

在气化炉R10的炉膛R10-1内，下部属于固体颗粒的密相区，上部属于固体颗粒的稀相区，中部属于固体颗粒的发展区。

本发明，立式气化炉炉膛R10-1可以属于由下向上截面积逐步变大的炉膛；

在气化炉R10的炉膛R10-1内，下部属于固体颗粒的密相区，可以有2个或多个截面积逐步变大的炉膛段；

在气化炉R10的炉膛R10-1内，上部属于固体颗粒的稀相区，可以有2个或多个截面积逐步变大的炉膛段；

在气化炉R10的炉膛R10-1内，中部属于固体颗粒的发展区，可以有2个或多个截面积逐步变大的炉膛段。

本发明，炉膛R10-1加工的外加碳质粉料，可以选自下列物料中的一种或几种：

①粉煤；

②粉焦；

③延迟焦化的焦炭的焦粉；

④煤加氢直接液化残渣粉；

⑤油品悬浮床加氢产物分离出的减压残渣干粉，用作气化调配料；

⑥储运储罐罐底油泥的干粉，用作气化调配料；

⑦煤泥，用作气化调配料；

⑧工厂污泥干粉，用作气化调配料。

本发明，炉膛R10-1加工的碳质气化料为掺和料，其中外加碳质粉料主料占比大于50％重量，外加碳质粉料辅料占比小于50％重量；

所述外加碳质粉料主料，可以选自下列物料中的一种或几种：

①粉煤；

②粉焦；

③延迟焦化的焦炭的焦粉；

④煤加氢直接液化残渣粉；

所述外加碳质粉料辅料，可以选自下列物料中的一种或几种：

①煤加氢直接液化残渣粉，用作气化调配料；

②油品悬浮床加氢产物分离出的减压残渣干粉，用作气化调配料；

③储运储罐罐底油泥的干粉，用作气化调配料；

④煤泥，用作气化调配料；

⑤工厂含油污泥干粉，用作气化调配料。

本发明，炉膛R10-1加工的外加碳质粉料为掺和料，其中外加碳质粉料主料占比大于65％重量，外加碳质粉料辅料占比小于35％重量；

①粉煤；

②粉焦；

所述碳质气化料辅料为煤加氢直接液化残渣粉。

本发明，·炉膛R10-1使用的氧化剂，可以选自下列物料中的一种或几种：

①空气；

②富氧空气；

③纯氧气。

本发明，炉膛R10-1使用的水蒸气气化剂，可以选自下列物料中的一种或几种：

①净洁蒸汽；

②加氢过程HP外排酸性水的净化水W100的汽化蒸汽W100V；

加氢过程HP外排酸性水的净化水W100，指的是经过脱硫化氢、脱氨过程以及可能经过脱酚过程得到的净化水；

汽化蒸汽W100V来自净化水W100的部分蒸发过程WZ70；净化水W100部分蒸发过程，指的是净化水W100经过部分蒸发过程得到汽化蒸汽W100V和浓缩污水W100L；

部分蒸发过程WZ70，可能回收加氢过程HP的中温热量；

所述加氢过程HP可能选自下列过程中的1个或几个：

选择1，煤加氢直接液化过程；

选择2，煤加氢直接液化过程生成油的生产供氢溶剂的加氢稳定过程；

选择3，煤加氢直接液化过程生成油的深度加氢改质过程；

选择4，煤加氢直接液化过程生成油的加氢稳定过程生产的供氢溶剂的深度加氢改质过程；

③气化过程气化气冷凝过程得到的冷凝水QHLNW100的汽化蒸汽QHLNW100V；

汽化蒸汽QHLNW100V来自冷凝水QHLNW100的部分蒸发过程；冷凝水QHLNW100部分蒸发过程，指的是冷凝水QHLNW100经过部分蒸发过程得到汽化蒸汽QHLNW100V和浓缩污水QHLNW100VL；

④其它污水汽化蒸汽。

本发明，炉膛R10-1联合加工污水，污水可以为含酚或和含焦油或和含重油的污水。

本发明，气化炉膛R10-1的操作条件，可以选自下列的一种或几种：

①操作温度为800～1300℃；

操作压力为常压～3.0MPa；

循环碳质粉料重量流量对外加碳质粉料重量流量的比例为10∶1～60∶1；

气体流速为1.2～8米/秒；

气体停留时间为3～25秒；

②气化炉炉膛高度为20～40米；

③水蒸气分解率40～85％；

④循环流化床气化炉为立式布置，循环流化床气化炉主气化区气固物料的主体流向为由下向上；

气化炉炉膛的操作温度为800～1300℃；

⑤外加碳质粉料为掺和煤加氢直接液化残渣粉的粉煤或粉焦，加入循环流化床气化炉炉膛的中下部反应空间；

⑥部分水质气化剂为污水蒸汽，加入循环流化床气化炉炉膛的中下部反应空间；

⑦部分水质气化剂为污水，加入循环流化床气化炉炉膛的中下部反应空间。

本发明，炉膛R10-1的主气化剂的操作条件通常为：是含氧气气体和水蒸气的混合气，温度为500～800℃。

本发明，气化炉R10使用辅气化剂时，辅气化剂的操作条件通常为：是含氧气气体和水蒸气的混合气，温度为300～800℃。

本发明，炉膛R10-1使用污水蒸汽时，污水蒸汽的操作温度通常为105～250℃。

本发明，炉膛R10-1使用煤加氢直接液化残渣粉时，煤加氢直接液化残渣粉的操作温度通常为常温～100℃。

本发明，炉膛R10-1使用的外加碳质粉料的粒度，可以选自下列中的一种：

①小于8毫米；

②小于5毫米；

③小于3毫米；

④小于1毫米；

⑤小于0.5毫米。

本发明，炉膛R10-1使用煤加氢直接液化残渣粉时，煤加氢直接液化残渣粉的粒度，可以选自下列中的一种：

①小于3毫米；

②小于1毫米；

③小于0.5毫米。

本发明，炉膛R10-1使用的碳质粉料的灰熔点，可以选自下列中的一种：

①软化温度，大于1150℃；

②软化温度，大于1200℃；

③软化温度，大于1250℃；

④软化温度，大于1300℃；

⑤软化温度，大于1400℃。

本发明，炉膛R10-1接收的部分水质气化剂可以为污水。

本发明，炉膛R10-1接收的部分水质气化剂可以为污水，加入循环流化床气化炉炉膛的中下部反应空间中。

本发明，炉膛R10-1接收的部分水质气化剂可以为污水或污水蒸汽；

连续地或间断地将固体颗粒物SCZ，掺入污水蒸汽或污水物料中，一并进入气化炉炉膛，颗粒物对管路系统和喷嘴产生颗粒冲刷、清洗作用，防止污垢沉积积累；

固体颗粒物，选自外加碳质粉料或循环气化粉焦或气化炉渣。

本发明，炉膛R10-1接收含煤加氢直接液化残渣粉的粉料时，可以采用喷嘴对置式布置的布料方式，使用偶数个数的喷嘴，在同一水平面上，使得2个喷嘴为一组，所喷出的物料相互正对进行对置布料。

本发明，炉膛R10-1接收含煤加氢直接液化残渣粉的粉料时，含煤加氢直接液化残渣粉的粉料通常采用2批或多批加入，不同加料口位于炉膛的不同高度位置。

本发明，2个或多个气化炉炉膛并联操作，炉膛气固混相气化产物或和分离炉膛气固混相气化产物得到的气体或和分离炉膛气固混相气化产物得到的固体，进行联合操作，操作方式可以选自下列中的一种或几种：

①2个或多个不同炉膛的气固混相气化产物，进入同一个气固分离系统；

②基于不同炉膛气固混相气化产物得到的2个或多个分离产物气体，进入同一个气固净化系统；

③基于不同炉膛气固混相气化产物得到的2个或多个分离产物固体，进入同一个固体粉料接收单元。

本发明，气化炉炉膛的下部燃烧反应区，可以存在2个或多个操作条件不同的并联操作反应区，操作条件不同的并联操作反应区的气体流速或和气体氧气浓度或和操作温度或和气相中固体浓度或和固体组成互不相同。

本发明，污水、煤加氢直接液化残渣粉喷入炉膛R10-1的过程，为了提高分散度，混合雾化气体后自喷嘴喷出；

雾化气体，为含氧气气体或水蒸气或CO₂或压缩后净化气化气或氮气。

附图说明

图1是分级配风的含碳粉料循环流化床气化装置的示意图。

图1所示循环流化床气化炉分级配风的方法，是申请号为201710647550.6的分级配风的循环流化床气化装置以及气化方法的申请公布号为CN 107312575 A的公开文件所记载的方法，可提高气化效率，降低飞灰含碳量；所述循环流化床气化炉，包括炉膛、气固分离装置和返料系统，在所述炉膛上设置有辅气化剂入口。本文引用之CN 107312575 A的部分内容，用以描述循环流化床气化炉(或气化反应单元)的结构和工作方式，CN 107312575A记载的合适技术均可被本发明的对应部分所借鉴或组合。

如图1所示，分级配风的循环流化床气化装置包括依次相连的炉膛1、气固分离装置2和返料系统，所述返料系统包括下降管3、返料器4和返料斜管5。在所述炉膛1上设置有主气化剂入口q、碳质粉料给料口d、循环碳质粉料返料口f、炉膛出口g和排渣口s，进一步地，在所述炉膛1上设置有四个辅气化剂入口m1～m4，四个辅气化剂入口m1～m4可呈多层布置方式，在图1中被分布在两层上，分布在炉膛1的2个不同高度处，并且每层辅气化剂入口包括两个辅气化剂入口。

下面描述图1所示的循环流化床气化装置的工作过程，煤气化反应在炉膛1中进行，控制炉膛温度为1100℃，煤D从给料口d进入炉膛1，含有大量未完全反应的碳的循环物料从返料口f进入炉膛1，主气化剂Q从主气化剂入口q进入炉膛1，上述物料在炉膛下部进行气固混合，并在流化状态下发生以碳燃烧为主的反应，释放大量热量，产生燃烧烟气。

如图1所示，混合气体携带未完全反应的碳及热量在炉膛1内自下而上运动，在此过程中随着氧化剂氧气的消耗，反应逐渐转变为以还原反应为主的气化反应，并消耗氧化反应生成的热量。然后，辅气化剂从不同辅气化剂入口m1～m4进入炉膛1，与炉膛1内的高浓度碳颗粒发生以氧化为主的反应并释放热量，同时也会消耗部分已生成的CO、H₂、CH₄等可燃气体，燃烧并放热，为辅气化剂入口m1～m4附近区域进行的气化还原反应提供热量，促进该区域气化反应的进行。辅气化剂与炉内可燃物反应生成的热量被向上运动的气固混合物向上携带，为辅气化剂入口附近区域及辅气化剂入口以上区域发生的气化反应提供热量，促进气化反应的进行，提高气化效率及碳转化率。

如图1所示，反应生成的煤气及未完全反应的碳经由炉膛1上部的炉膛出口g离开炉膛1，进入气固分离装置2，经气固分离装置2分离的固体依次经过下降管3、返料器4和返料斜管5，经由炉膛1上的返料口f返回炉膛1继续循环参与反应；含有少量固体颗粒的煤气E从气固分离装置2的气体出口离开循环流化床气化装置，经过后续的换热、净化装置后被收集，而炉渣L从排渣口s排出。

如图1所示，通过在炉膛中上部引入辅气化剂或沿炉膛高度多级配气能够提高气化装置内缺氧区的反应温度、降低飞灰含碳量，通过多级辅气化剂的引入(即将集中布气改变为分级布气)，一方面降低了炉膛下部上升气流速度，因而延长了未完全反应的碳的反应停留时间，可增加反应数量、提高气固分离侠侣即分离出气体中的固体物料使其下降或停留，另一方面提高了辅气化剂引入区域的温度，使得气体中夹带的物料继续快速气化反应。

如图1所示，辅气化剂的引入高度需要给予特别考虑，实验研究表明，辅气化剂的给入高度需要与炉膛内颗粒浓度相匹配，例如，如果辅气化剂给入高度过高，由于在此处炉膛内颗粒浓度较低，气化剂会与大量的已生成的有效气体反应，对气化反应的促进效果差，反而对整体气化效果产生明显负面的影响。

如图1所示，辅气化剂入口m1和m2位于炉膛的同一水平面上，辅气化剂入口m3和m4位于炉膛的同一水平面上。优选地，所述辅气化剂入口m1～m4位于炉膛1的主气化剂入口q以上高度h处，并且0.3H＜h＜0.75H，且在高度h处炉膛的压力梯度dp/dh≥0.03kPa/m，其中，H为炉膛的总有效高度，即从炉膛1的主气化剂入口q至炉膛出口g的水平中心线的距离，p为h高度处的炉膛压力。

如图1所示，有利地，辅气化剂入口m1和m2位于炉膛布风点s(高度同主气化剂入口q)以上h1高度处，且h1＝0.5H，dp1/dh1≥0.06kPa/m(kPa/m为压力梯度单位)。辅气化剂入口m3和m4位于炉膛布风点s以上h2高度处，且h2＝0.6H，dp2/dh2≥0.03kPa/m。

如图1所示，优选地，所述多个辅气化剂入口m1～m4在垂直于炉膛1的纵向延伸方向的横截面上的投影不重叠，进一步地，所述多个辅气化剂入口m1～m4在垂直于炉膛1的纵向延伸方向的横截面上的投影以等角间距间隔开。所述辅气化剂入口m1～m4被配置为使得辅气化剂沿水平方向进入炉膛1。如图1所示，四个辅气化剂入口被分为两层，下层的辅气化剂入口m1和m2，可以在直径上相对地对称布置。

如图1所示，替代地，所述辅气化剂入口m1～m4可以被配置为使得辅气化剂以与炉膛1的纵向延伸方向成角度并且向下地进入炉膛1，所述角度为0～45°。在图1中，所述炉膛1的给料口d设置在多层辅气化剂入口m1～m4的两层之间。所述循环流化床气化装置的给料口d，也可以设置在返料系统上如返料斜管5之上。

应用如图1所示的分级配风的循环流化床气化装置，可以获得一种分级配风的循环流化床气化方法，所述方法可以包括如下步骤：提供分级配风的循环流化床气化装置，将煤直接或通过返料系统送入循环流化床气化装置的炉膛内，从炉膛底部通入主气化剂，并从炉膛的不同高度处通入辅气化剂，其中辅气化剂入口m1～m4位于炉膛1的主气化剂入口q以上高度h处，并且0.3H＜h＜0.75H，且在高度h处炉膛的压力梯度dp/dh≥0.03kPa/m，其中，H为炉膛的总有效高度，即从炉膛1的主气化剂入口q至炉膛出口g的水平中心线的距离，p为h高度处的炉膛压力；反应生成的煤气经气固分离装置分离出固体颗粒后引出，分离出的固体颗粒经返料系统送回炉膛。

应用如图1所示的分级配风的循环流化床气化装置，所述主气化剂可以为氧化剂(空气、纯氧、富氧空气或上述三者之一)与气化剂(水蒸汽或和CO₂)的混合物；所述辅气化剂可以为氧化剂(空气、纯氧、富氧空气或上述三者之一)与气化剂(水蒸汽或和CO₂)的混合物；有利地，在应用前述的分级配风的循环流化床气化装置实施分级配风的循环流化床气化方法时，所述辅气化剂中氧气体积占主气化剂和辅气化剂中总氧气体积的10％～40％，所述主气化剂的温度为500～800℃，所述辅气化剂温度为300～800℃，所述炉膛的反应温度在800～1300℃范围内。

应用如图1所示的分级配风的循环流化床气化装置，作为一个具体实施例，主气化剂为氧气体积浓度为45％的富氧空气和水蒸气的混合物，主气化剂温度为600℃。各个辅气化剂入口通入的辅气化剂的组分、温度及风量一致，为氧气体积浓度为30％的富氧空气，辅气化剂氧气体积占主气化剂和辅气化剂中总氧气体积的20％，温度为600℃。

相比于不设辅气化剂的常规气化技术，图1所示分级配风的循环流化床气化装置和气化方法的优点在于：

①在炉膛特定区域的不同高度处引入多级辅气化剂，有利于辅气化剂与碳的反应，减少对已生成的有效气(H₂、CO)的消耗，提高有效气产率；

②避开了在炉膛下部的密相区引入过多氧化剂氧气，避免了将氧化反应集中在灰浓度高的密相区而使大量放热形成高温区导致结焦(熔渣结渣)，提高装置运行的安全性和稳定性；

③辅气化剂与炉内物料反应放出的热量能被携带至主体气化区域，供气化吸热反应使用，促进气化反应的进行，提高气化效率。

在如图1所示的分级配风的循环流化床气化装置中，如果引入的辅气化剂被直接射入炉膛中心(径向射入)，会燃烧炉膛中心区域较多的气化生成的H₂、CO组分，而与未完全燃烧的碳的反应几率减小，这会降低气化过程冷煤气效率、会导致飞灰含碳量提高。对此，为了改善辅气化剂的操作效果，申请号为201710647550.6的分级配风的循环流化床气化装置以及气化方法的申请公布号为CN 107312575 A的公开文件，还公开了以下技术方案：

①一种切向配风的循环流化床气化装置，炉膛1上设置有多个(比如12个)辅气化剂入口m1～m12，十二个辅气化剂入口m1～m12呈多层布置，可被分布在三层上，分布在炉膛1的不同高度处，每层辅气化剂入口包括四个辅气化剂入口m1～m12。所述辅气化剂入口m1～m12被配置为使得辅气化剂与所述炉膛1的侧壁面相切地进入炉膛1。在一个具体实施例中，所述炉膛1呈圆柱形形状，所述辅气化剂入口m1～m12被构造为圆管，所述圆管切向地布置在炉膛1的侧壁面外侧，并与所述炉膛1相通，使得圆管的最外侧边与炉膛1的横截面圆外切；

该辅气化剂加料方式，强化了辅气化剂与炉膛内靠近壁面的未完全反应的碳的反应，大幅度减小了气化生成的炉膛中心区域有效气体与辅气化剂发生氧化反应的比例，有效降低飞灰含碳量，提高了系统冷煤气效率；

②一种变截面循环流化床气化装置，所述炉膛1的垂直于纵向延伸方向的横截面的面积沿纵向(垂直方向)延伸方向变化，其中，所述炉膛1沿纵向延伸方向被分为多段，相邻的段的垂直于纵向延伸方向的横截面的面积自下而上增大，并且相邻的段之间设有连接过渡区；

优选地，所述辅气化剂入口m1～m6设置在炉膛1的连接过渡区处，所述多个(比如6个)辅气化剂入口m1～m6呈多层布置，分布在炉膛1的不同高度处，而每层辅气化剂入口包括至少两个辅气化剂入口；辅气化剂入口按不同高度分为三层，每层2个辅气化剂入口(也可以为更多个)，辅气化剂入口m1和m2位于炉膛的同一横截面上，辅气化剂入口m3和m4位于炉膛的同一横截面上，辅气化剂入口m5和m6位于炉膛的同一横截面上，并且辅气化剂入口m1和m2位于密相区段1-a和发展区段1-b的连接过渡区处；辅气化剂入口m3和m4位于发展区段1-b和稀相区一段1-c-1的连接过渡区处；辅气化剂入口m5和m6位于稀相区一段1-c-1和稀相区二段1-c-2的连接过渡区处；

所述辅气化剂入口m1～m6被配置为使得辅气化剂沿竖直方向进入炉膛1，即全部辅气化剂入口均沿竖直方向设置，适于使辅气化剂竖直向上通入炉膛1，并且辅气化剂入口m1～m6到横截面较大的炉膛段的壁面的距离小于辅气化剂入口m1～m6到横截面较小的炉膛段的壁面的距离，在炉膛段为圆柱形形状的情况下，辅气化剂入口到直径较大的炉膛段的壁面的距离小于辅气化剂入口到直径较小的炉膛段的壁面的距离，即适于使辅气化剂竖直向上通入后更贴近炉膛内壁面；

辅气化剂从不同辅气化剂入口m1～m6竖直向上进入炉膛1，与近壁面区域的高浓度碳颗粒发生以氧化为主的反应并释放热量，同时也会消耗部分已生成的CO、H₂、CH₄等可燃气体，燃烧并放热，为辅气化剂入口m1～m6附近区域进行的还原反应提供热量，促进该区域气化反应的进行。辅气化剂与炉内可燃物反应生成的热量被向上运动的气固混合物向上携带，为辅气化剂入口附近区域及辅气化剂入口以上区域发生的气化反应提供热量，促进气化反应的进行，提高气化效率及碳转化率；

③一种变截面循环流化床气化装置，气固分离装置2包括一级气固分离装置2-1和二级气固分离装置2-2，并且所述返料系统包括一级返料系统和二级返料系统。炉膛1和一级气固分离装置2-1、一级返料系统、二级气固分离装置2-2、二级返料系统连接，其中，一级返料系统由一级下降管3-1、一级返料器4-1及一级返料斜管5-1依次连接而成，二级返料系统由二级下降管3-2、二级返料器4-2及二级返料斜管5-2依次连接而成；

一级返料系统，将一级气固分离装置2-1分离出的颗粒返回炉膛1下部(比如密相区与稀相区之间的发展区)；

二级返料系统，将二级气固分离装置2-2分离出的较细颗粒返回炉膛1中上部反应空间(比如稀相区)；

除主气化剂入口q、多个(比如6个)辅气化剂入口m1～m6、炉膛出口g和排渣口外，在炉膛1上设置有一级返料口f-1和二级返料口f-2，分别与一级返料斜管5-1和二级返料斜管5-2连接，在一级返料斜管5-1上设置有给料口d；

煤气化反应在炉膛1中进行，控制炉膛温度为1200℃；煤D从给料口d进入循环流化床气化装置的一级返料斜管5-1，与含有大量未完全反应的碳的循环物料混合后经由一级返料口f-1进入炉膛1，主气化剂Q从主气化剂入口q进入炉膛1，上述物料在炉膛下部密相区段1-a气固混合，并在流化状态下发生以燃烧为主反应，释放大量热量；

混合气体携带未完全反应的碳及热量在炉膛1内自下而上运动，在此过程中随着氧气的消耗，反应逐渐转变为以还原反应为主，并消耗氧化反应生成的热量。随着气化反应的进行，炉内气体体积增大，炉膛1横截面积也逐级增大，使炉膛1内保持合理且较低的流化速度，提高燃料在炉内的停留时间。同时，辅气化剂从不同辅气化剂入口m1～m6竖直向上进入炉膛1，与近壁面区域的高浓度碳颗粒发生以氧化为主的反应并释放热量，同时也会消耗部分已生成的CO、H₂、CH₄等可燃气体，燃烧并放热，为辅气化剂入口m1～m6附近区域进行的还原反应提供热量，促进该区域气化反应的进行。辅气化剂与炉内可燃物反应生成的热量被向上运动的气固混合物向上携带，为辅气化剂入口附近区域及辅气化剂入口以上区域发生的气化反应提供热量，促进气化反应的进行，提高气化效率及碳转化率；

反应生成的煤气及未完全反应的碳经由炉膛1上部的炉膛出口g离开炉膛1，进入一级气固分离装置2-1，经一级气固分离装置2-1分离的固体依次经过一级下降管3-1、一级返料器4-1和一级返料斜管5-1，经由发展区一段1-b-1上的一级返料口f-1返回炉膛1继续循环参与反应；经一级气固分离装置2-1分离后的气固混合物进入二级气固分离装置2-2进行再次分离，经二级气固分离装置2-2分离的固体(平均粒度小于一级气固分离装置2-1分离出的颗粒平均粒度)依次经过二级下降管3-2、二级返料器4-2和二级返料斜管5-2，经由稀相区一段1-c-1上的二级返料口f-2返回炉膛1继续循环参与反应；含有少量固体颗粒的煤气E从气固分离装置2-2的气体出口离开循环流化床气化装置，经过后续的换热、净化装置后被收集，而炉渣L从排渣口排出。

图2是图1所示碳质粉料循环流化床气化转化过程的返料器4可能使用的输送固体用双排料分料器。

如图2所示，气固分离装置2分离的固体，经过下降管3、返料器4(含4A和4B)和2个返料斜管5A、5B，去收料系统比如进入炉膛继续参与反应；含有少量固体颗粒的煤气E从气固分离装置2的气体出口离开循环流化床气化装置。

图3是本发明碳质粉料循环流化床气化转化方法的气化炉炉膛的下部设置1个辅助燃烧室的第1种功能结构示意图。

如图3所示的本发明碳质粉料循环流化床气化转化方法的气化炉炉膛的下部设置1个辅助燃烧室的第1种功能结构，与图1所示气化炉炉膛的不同之处在于：使用燃烧室隔板R1-RSQGB，构成2个炉膛底部燃烧室：主燃烧室R1-RSQA、辅助燃烧室R1-RSQB。

如图3所示，气化炉炉膛R1-1底部的主燃烧室R1-RSQA，通常是以烧炭为主的燃烧室，接收循环气化半焦R1-5A、外加碳质粉料R1-D，含氧气主气化剂R1-QA自底部进入，炉渣R1-LA从排渣口排出。

如图3所示的主燃烧室R1-RSQA，在工作过程中，碳质料R1-D的气化反应在炉膛R1-1中进行，根据碳质料灰熔点控制炉膛温度(通常在850～1300℃之间)，碳质料R1-D从给料口进入炉膛R1-1，含有大量未完全反应的碳的循环物料R1-5A从返料口进入炉膛R1-1，主气化剂R1-QA从主气化剂入口进入主燃烧室R1-RSQA，上述物料在主燃烧室R1-RSQA进行气固混合，并在流化状态下发生以碳燃烧为主的反应，释放大量热量，产生高温气固燃烧产物。

如图3所示，主燃烧室R1-RSQA的燃烧混合气体携带未完全反应的碳及热量在炉膛R1-1内自下而上运动，在此过程中随着氧气的消耗，反应逐渐转变为以还原反应为主的气化反应，并消耗氧化反应生成的热量，温度会降低。

如图3所示，气化炉炉膛R1-1底部的辅助燃烧室R1-RSQB，通常是以烧炭为主的燃烧室，接收循环气化半焦R1-5B，通常不加入外加碳质粉料R1-D，含氧气气化剂R1-QB自底部进入，炉渣R1-LB从排渣口排出。

如图3所示的辅助燃烧室R1-RSQB，在工作过程中，循环气化半焦R1-5B的燃烧反应在辅助燃烧室R1-RSQB中进行，根据碳质料灰熔点控制炉膛温度(通常在850～1300℃之间)，含有大量未完全反应的碳的循环物料R1-5B从返料口进入辅助燃烧室R1-RSQB，主气化剂R1-QB从主气化剂入口进入辅助燃烧室R1-RSQB，上述物料在辅助燃烧室R1-RSQB进行气固混合，并在流化状态下发生以碳燃烧为主的反应，释放大量热量，产生高温气固燃烧产物。

如图3所示，自主燃烧室R1-RSQA上升的热物料，与R1-5A混合分离换热后，继续上升的气固物料与R1-D混合分离换热后继续上升反应转化为第1气化过程产物离开隔板R1-RSQGB，与辅助燃烧室R1-RSQB排出的上升燃烧产物混合升温为第一混合气MV100，然后继续高温气化反应转化为第2气化过程产物，最后的气化过程产物排出循环流化床气化炉炉膛。

图4是本发明碳质粉料循环流化床气化转化方法的气化炉炉膛的下部设置1个辅助燃烧室的第2种功能结构示意图。

如图4所示的本发明碳质粉料循环流化床气化转化方法的气化炉炉膛的下部设置1个辅助燃烧室的第2种功能结构，与图3所示技术方案的不同之处在于：使用对炉膛中心偏心布置的圆筒形燃烧室分隔筒R1-RSQGT，构成2个炉膛底部燃烧室：主燃烧室R1-RSQA、辅助燃烧室R1-RSQB。

图5是本发明碳质粉料循环流化床气化转化方法的气化炉炉膛的下部设置1个辅助燃烧室的第3种功能结构示意图。

如图5所示的本发明碳质粉料循环流化床气化转化方法的气化炉炉膛的下部设置1个辅助燃烧室的第3种功能结构，与图4所示技术方案的不同之处在于：使用对炉膛中心同心布置的圆筒形燃烧室分隔筒R1-RSQGT，构成2个炉膛底部燃烧室：主燃烧室R1-RSQA、辅助燃烧室R1-RSQB。

图6是本发明碳质粉料循环流化床气化转化方法的气化炉炉膛的下部设置1个辅助燃烧室的第4种功能结构示意图。

如图6所示的本发明碳质粉料循环流化床气化转化方法的气化炉炉膛的下部设置1个辅助燃烧室的第4种功能结构，与图3所示技术方案的不同之处在于：在辅助燃烧室R1-RSQB的顶部，设置导流板R1-DLB，即引导辅助燃烧室R1-RSQB排出的气固热物流流向炉膛中心区域，又引导第一混合气MV100沿着导流板R1-DLB向炉膛壁面移动，使得辅助燃烧室R1-RSQB的燃烧过程，成为一个独立性更强的燃烧区。

图7是本发明碳质粉料循环流化床气化转化方法的气化炉炉膛的下部设置1个辅助燃烧室的第5种功能结构示意图。

如图7所示的本发明碳质粉料循环流化床气化转化方法的气化炉炉膛的下部设置1个辅助燃烧室的第5种功能结构，与图6所示技术方案的不同之处在于：在燃烧室隔板R1-RSQGB、导流板R1-DLB之间的开口处设置导流流道R1-DLLD，使得辅助燃烧室R1-RSQB排出的气固热物流流向炉膛中心区域运动更远，便于开始均匀分布。

从图3～7可以看出，辅助燃烧室R1-RSQB的气固热物流的上行排出通道过长，体积效率较低，为了改变这种不利影响，本发明提出了在炉膛中间位置的内部或外部，设置辅助辅助燃烧室R1-FZ的方案，表示在图8、图9中。

图8是本发明碳质粉料循环流化床气化转化方法的气化炉炉膛的中部设置1个内置式辅助燃烧室结构示意图。

如图8所示的本发明碳质粉料循环流化床气化转化方法的气化炉炉膛的中部设置1个内置式辅助燃烧室结构，与图1所示气化炉炉膛的不同之处在于：使用内置式燃烧室NFZ1室墙NFZ1-SQ，构成1个炉膛中间位置的内置式辅助燃烧室NFZ1。

如图8所示，内置式辅助燃烧室NFZ1的空间，由炉膛壁面、内置式燃烧室NFZ1室墙NFZ1-SQ构成；在内置式辅助燃烧室NFZ1内部，设置氧化剂NFZ1-YQ进口，设置可能需要的炉渣NFZ1-L排出口，设置碳质粉料NFZ1-TL加入口。

如图8所示，内置式辅助燃烧室NFZ1，通常均是以烧炭为主的燃烧室，接收碳质粉料如循环气化半焦NFZ1-TL，含氧气气化剂NFZ1-YQ自底部进入，可能存在的炉渣NFZ1-L从排渣口排出。

如图8所示的内置式辅助燃烧室NFZ1，在工作过程中，碳质粉料如循环气化半焦NFZ1-TL的燃烧反应在内置式辅助燃烧室NFZ1中进行，根据碳质料灰熔点控制炉膛温度(通常在850～1300℃之间)，在流化状态下发生以碳燃烧为主的反应，释放大量热量，产生高温气固燃烧产物。

如图8所示，炉膛底部主燃烧室的燃烧混合气体携带未完全反应的碳及热量在炉膛R1-1内自下而上运动，在此过程中随着氧气的消耗，反应逐渐转变为以还原反应为主的气化反应，并消耗氧化反应生成的热量，温度会降低。

如图8所示，自主燃烧室上升的热物料，与R1-5混合分离换热后，继续上升反应转化为第1气化过程产物，通过内置式辅助燃烧室NFZ1中心上升通道，与辅助燃烧室NFZ1排出的燃烧产物混合升温为第一混合气MV100，然后继续高温气化反应转化为第2气化过程产物，最后的气化过程产物排出循环流化床气化炉炉膛。

图9是本发明碳质粉料循环流化床气化转化方法的气化炉炉膛的中部设置1个外置式辅助燃烧室结构示意图。

如图9所示的本发明碳质粉料循环流化床气化转化方法的气化炉炉膛的中部设置1个外置式辅助燃烧室结构，与图1所示气化炉炉膛的不同之处在于：使用外置式燃烧室WFZ1室墙wFZ1-SQ，构成1个炉膛中间位置的外置式辅助燃烧室WFZ1。

如图9所示，外置式辅助燃烧室WFZ1的空间，由炉膛壁面、外置式燃烧室WFZ1室墙WFZ1-SQ构成；在外置式辅助燃烧室WFZ1内部，设置氧化剂WFZ1-YQ进口，设置可能需要的炉渣WFZ1-L排出口，设置碳质粉料WFZ1-TL加入口。

如图9所示，外置式辅助燃烧室WFZ1，通常是以烧炭为主的燃烧室，接收碳质粉料如循环气化半焦WFZ1-TL，含氧气气化剂WFZ1-YQ自底部进入，炉渣WFZ1-L从排渣口排出。

如图9所示的外置式辅助燃烧室WFZ1，在工作过程中，碳质粉料如循环气化半焦WFZ1-TL的燃烧反应在外置式辅助燃烧室WFZ1中进行，根据碳质料灰熔点控制炉膛温度(通常在850～1300℃之间)，在流化状态下发生以碳燃烧为主的反应，释放大量热量，产生高温气固燃烧产物。

如图9所示，炉膛底部主燃烧室的燃烧混合气体携带未完全反应的碳及热量在炉膛R1-1内自下而上运动，在此过程中随着氧气的消耗，反应逐渐转变为以还原反应为主的气化反应，并消耗氧化反应生成的热量，温度会降低。

如图9所示，自主燃烧室上升的热物料，与R1-5混合分离换热后，继续上升反应转化为第1气化过程产物，通过外置式辅助燃烧室WFZ1中心上升通道(气化炉炉膛内壁)，与辅助燃烧室WFZ1排出的燃烧产物混合升温为第一混合气MV100，然后继续高温气化反应转化为第2气化过程产物，最后的气化过程产物排出循环流化床气化炉炉膛。

根据需要，循环流化床气化炉炉膛，可以设置2个或多个辅助燃烧室。

图10是图1中炉膛R1-1可能设置的冷料混合加热单元R1-QS-XT的一种结构方案。

图10所示冷料混合加热单元R1-QS-XT，可用于低温污水蒸汽或污水或煤加氢直接液化残渣粉的喷入混合快速加热。

如图10所示，选自低温污水蒸汽或污水的冷料R1-QS-F1、R1-QS-F2，进入气化炉系统R1的炉膛R1-1的混合加热段R1-QS-XT1、R1-QS-XT2，通过布置在隔热壁R1-GRB-1、R1-GRB-2上的多组比如4组喷嘴或雾化喷嘴，喷入混合换热空间，与流化床气固物料快速混合换热，完成需要的汽化、过热过程，然后作为气化剂使用，参与蒸汽分解反应、烃类分解反应、烃类气化反应。

如图10所示，隔热壁R1-GRB-1、R1-GRB-2用于保护炉膛壁面，防止冷物料冲击炉膛壁面。

如图10右下方喷嘴系统详图所示，冷料R1-QS-F1经总管分配给四路支管，经过喷嘴PZ喷出。

如图10所示，低温污水蒸汽或污水的冷料R1-QS-F1、R1-QS-F2，可以布置在碳质料R1-D进料口以下、返料R1-5进料口以上的位置进入炉膛R1-1中，也可以自碳质料R1-D进料口以上的位置进入炉膛R1-1中。

图10所示的物料分配结构，也可以用于辅气化剂进料系统，可以用任意一个气化炉的炉膛进料系统。

如图10所示，低温污水蒸汽或污水的冷料R1-QS-F1、R1-QS-F2，喷溅在气化炉系统R1的炉膛R1-1的混合加热段R1-QS-XT1、R1-QS-XT2的隔热壁R1-GRB-1、R1-GRB-2上，可能形成污垢沉积，但是这些污垢会很快被接触隔热壁壁面的大量固体颗粒物磨蚀或冲击脱离，因此，隔热壁的壁面难以沉积大量污垢，可以实现长期稳定操作。

如图10右下方喷嘴系统详图所示，冷料R1-QS-F1经总管分配给四路支管，经过喷嘴PZ喷出，为了防止管路系统和喷嘴被污染物沉积堵塞，可以连续地或间断地将固体颗粒物如气化碳质料或气化半焦或气化炉渣，掺入低温污水蒸汽或污水物料中，实现对管路系统和喷嘴的颗粒冲刷、清洗，防止污垢沉积积累，确保实现长期稳定操作。

如图10所示，冷料混合加热单元R1-QS-XT，可以输送煤加氢直接液化残渣粉冷料R1-QS-F1、R1-QS-F2，此时，冷料进入气化炉系统R1的炉膛R1-1的混合加热段R1-QS-XT1、R1-QS-XT2，通过布置在隔热壁R1-GRB-1、R1-GRB-2上的4组喷嘴或雾化喷嘴，喷入混合换热空间，与流化床气固物料快速混合换热，完成需要的快速干馏、气化过程，然后作为碳质料使用，进行蒸汽分解反应、烃类分解反应、烃类气化反应。

如图10所示，冷料混合加热单元R1-QS-XT加工煤加氢直接液化残渣粉冷料R1-QS-F1、R1-QS-F2时，可以采用对置式布料方式，比如可以2个喷嘴在同一水平界面上均布(相间180°角度)2个一组相互正对进行对置布料，比如可以4个喷嘴在同一水平界面上均布(相间90°角度)2个一组相互正对进行对置布料，比如可以6个喷嘴在同一水平界面上均布(相间60°角度)2个一组相互正对进行对置布料，比如可以8个喷嘴在同一水平界面上均布(相间45°角度)2个一组相互正对进行对置布料。

如图10所示，冷料混合加热单元R1-QS-XT可以加工煤加氢直接液化残渣粉冷料R1-QS-F1、R1-QS-F2，此时，为了防止炉膛主体物料的温度大幅度降低，通常煤加氢直接液化残渣粉冷料采用多批次加入，以便快速混合换热且温度波动控制在较低水平，防止温度过低影响气化炉炉膛总体气化效率。

如图10所示，冷料混合加热单元R1-QS-XT可以加工煤加氢直接液化残渣粉冷料R1-QS-F1、R1-QS-F2，此时，为了防止炉膛主体物料的温度大幅度降低，可以在相邻的2个冷料混合加热单元R1-QS-XT之间，加如热辅气化剂(含氧气气体)，通过燃烧放热，再次提高炉膛主流介质操作温度。

图10所示的物料分配结构，也可以用于含煤加氢直接液化残渣粉的碳质粉料的进料系统。

如图10所示，含煤加氢直接液化残渣粉的碳质粉料的冷料R1-QS-F1、R1-QS-F2，喷溅在气化炉系统R1的炉膛R1-1的混合加热段R1-QS-XT1、R1-QS-XT2的隔热壁R1-GRB-1、R1-GRB-2上，可能形成污垢沉积，但是这些污垢会很快被接触隔热壁壁面的大量固体颗粒物磨蚀或冲击脱离，因此，隔热壁的壁面难以沉积大量污垢，可以实现长期稳定操作。

污水、煤加氢直接液化残渣粉喷入气化炉的过程，为了提高分散度，可以混合雾化气体后自喷嘴喷出；雾化气体，可以是任意一种合适的气体，比如可以是含氧气气体、水蒸气、CO₂、压缩后净化合成气(气化气)、氮气等。

图11是图6中炉膛R1-1下部辅助燃烧室R1-RSQB可能设置的冷料混合加热单元R1-QS-XT的一种结构方案。

图11所示冷料混合加热单元R1-QS-XT，可用于低温污水蒸汽或污水或煤加氢直接液化残渣粉的喷入混合快速加热。

如图11所示，选自低温污水蒸汽或污水的冷料R1-QS-F2，进入炉膛R1-1下部的辅助燃烧室R1-RSQB的混合加热段R1-QS-XT2，通过布置在隔热壁R1-GRB-2上的多组比如4组喷嘴或雾化喷嘴，喷入混合换热空间，与流化床气固物料快速混合换热，完成需要的汽化、过热过程，然后作为气化剂使用，参与蒸汽分解反应、烃类分解反应、烃类气化反应。

如图11所示，隔热壁R1-GRB-2用于保护炉膛壁面，防止冷物料冲击炉膛壁面。

如图11右上方喷嘴系统详图所示，冷料R1-QS-F2经总管分配给四路支管，经过喷嘴PZ喷出。

如图11所示，低温污水蒸汽或污水的冷料R1-QS-F2，可以布置在返料R1-5B进料口以上的位置进入辅助燃烧室R1-RSQB中。

如图11所示，冷料混合加热单元R1-QS-XT，可以输送煤加氢直接液化残渣粉冷料R1-QS-F2，此时，冷料进入辅助燃烧室R1-RSQB的混合加热R1-QS-XT2，通过布置在隔热壁R1-GRB-2上的4组喷嘴或雾化喷嘴，喷入混合换热空间，与流化床气固物料快速混合换热，完成需要的快速干馏、气化过程，然后作为碳质料使用，进行蒸汽分解反应、烃类分解反应、烃类气化反应。

如图11所示，冷料混合加热单元R1-QS-XT加工煤加氢直接液化残渣粉冷料R1-QS-F2时，可以设置偶数个数的喷嘴，采用对置式布料方式，比如可以2个喷嘴在同一水平界面上均布(相间180°角度)2个一组相互正对进行对置布料。

如图11所示，冷料混合加热单元R1-QS-XT可以加工煤加氢直接液化残渣粉冷料R1-QS-F2，此时，为了防止辅助燃烧室R1-RSQB主体物料的温度大幅度降低，通常煤加氢直接液化残渣粉冷料采用多批次加入，以便快速混合换热且温度波动控制在较低水平。

如图11所示，冷料混合加热单元R1-QS-XT可以加工煤加氢直接液化残渣粉冷料R1-QS-F2，此时，为了防止辅助燃烧室R1-RSQB主体物料的温度大幅度降低，可以在相邻的2个冷料混合加热单元R1-QS-XT之间，加如热辅气化剂(含氧气气体)，通过燃烧放热，再次提高辅助燃烧室R1-RSQB主流介质操作温度。

如图11所示，含煤加氢直接液化残渣粉的碳质粉料的冷料R1-QS-F2，喷溅在辅助燃烧室R1-RSQB的混合加热段R1-QS-XT2的隔热壁R1-GRB-2上，可能形成污垢沉积，但是这些污垢会很快被接触隔热壁壁面的大量固体颗粒物磨蚀或冲击脱离，因此，隔热壁的壁面难以沉积大量污垢，可以实现长期稳定操作。

为了确保污水中的有机物如酚、焦油组分彻底分解、气化，为了确保煤加氢直接液化残渣中的有机物快速彻底干馏、分解、气化，可以将处理煤加氢直接液化残渣的上游气化炉(通常是第一气化炉R1-1)的炉膛温度控制在尽量高的水平，比如根据碳质料灰熔点控制气化炉R1-1炉膛温度在1150～1250℃之间。

气化炉炉膛产物的气固分离装置，可以包含1级或2级或多级气固分离步骤，可以使用任意合适形式的气固分离单元，各级分离出的固体可以混合后进入炉膛或分别进入同一炉膛不同位置。

如图2至图11中示出的循环流化床气化系统，碳质料循环工作系统至少配制一个外部碳质粉料的加入口，而循环碳质料仅属于内部循环物料；当然，任意一个碳质料循环工作系统配制的外部碳质料的加入口，可以是2个或多个，它们可以直接开口在炉膛上，也可以开口在循环碳质料返回炉膛的路径上。

辅助燃烧室排出的高温气固物料进入气化炉炉膛的位置和方式不受限制。

为了及灵活和均匀进料，根据合理需要，碳质粉料进入气化炉炉膛的分支路数不受限制，进入气化炉炉膛的位置高度不受限制。

图1至图11中，没有示出含碳粉料气化系统的其它部件或组件，这些均属于常规技术范围的公知技术。

图1至图11中，示出的部件或组件，也可以使用其它功能等效的任意合适形式的结构件来置换。

实现本发明的具体方式，可以是任意一种合适的方式，不受图中示出的具体方式的限制；图中示出的各项独立功能，可以相互组合成多种合适的方案。

2个或多个气化炉炉膛可以并联操作，炉膛气固混相气化产物或和分离炉膛气固混相气化产物得到的气体或和分离炉膛气固混相气化产物得到的固体，可以联合操作，比如：

具体实施方式

以下详细描述本发明。

本发明所述的压力，指的是绝对压力。

本发明所述的组分浓度，未特别指明时，均为重量浓度即质量浓度。

碳质固体颗粒料，可以是粉煤、粉焦、生物质粉料、煤加氢直接液化残渣粉等能够与水蒸汽发生气化反应生成H₂、CO的含碳粉料，通常也可以与CO₂发生气化反应生成CO。

本发明所述气化剂，包含氧化剂氧气、非氧气气化剂组分；非氧气气化剂组分，至少包含H₂O或和CO₂组分。

循环流化床操作方式，主气化反应区可以是任意一种有效的气化反应区，通常是是上流式反应区，也可以是水平式反应区。

立式气化炉不同高度的截面积，可以相同或不同，即形成等截面积气化炉或变截面积气化炉；对于立式气化炉，沿着气化炉炉内物料上流流向，气体体积逐步增大，因此，通常气化炉截面积宜逐步增大而不宜逐步减小。

本发明所述循环流化床气化炉，气化炉反应区，可以是按照统一的操作条件进行气化反应，也可以按照不同的操作条件分区反应。

本发明所述循环流化床气化炉，碳质料进口，可以有1总进料口，可以有几个布置在不同流径位置的分支进料口。

本发明所述循环流化床气化炉，碳质料进口，可以有几个布置在不同流径位置的分支进料口，可以分别加入颗粒度相同或不同的碳质料，可以分别加入1种或2种或多种组成不同的碳质料，可以分别加入气化速度相同或不同的碳质料。

本发明所述循环流化床气化炉，氧化剂或和气化剂水蒸汽、CO₂进口，可以有1总进料口，可以有几个布置在不同流径位置的分支进料口。

本发明所述循环流化床气化炉，氧化剂、气化剂水蒸汽，可以分别加入气化炉或混合后加入气化炉或部分混合后加入气化炉。

本发明所述循环流化床气化炉，含氧化剂气体的进口，可以有几个布置在不同流径位置的分支进料口，可以分别加入氧化剂浓度相同或不同的含氧化剂气体，可以分别加入温度相同或不同的含氧化剂气体。

本发明所述循环流化床气化炉，氧化剂或和气化剂水蒸汽的辅助配风入口方式，可以是任意一种适用的方式，可以是垂直主体流向的喷入方式，可以是贴近气化炉炉壁面的垂直主体流向的喷入方式，对于圆筒形壁面则构成贴壁旋流。

本发明所述循环流化床气化炉，含气化剂水蒸汽气体的进口，可以有几个布置在不同流径位置的分支进料口，可以分别加入气化剂水蒸汽浓度相同或不同的含气化剂水蒸汽气体，可以分别加入温度相同或不同的含气化剂水蒸汽气体。

本发明所述循环流化床气化炉，循环半焦循环返料口，可以有几个布置在不同流径位置的分支进料口，可以分别返回来自同一个旋风分离器的循环半焦或分别加入来自不同旋风分离器的循环半焦，可以分别返回粒度相同或不同的循环半焦。

分批分路提供气化剂水蒸气、氧化剂、碳质料的方法，可以提供更大的操作弹性，降低操作调整过程变化幅度，利于添加料与炉内循环半焦充分混合，避免气化炉内形成热点造成局部超温结疤，避免气化炉内形成冷点造成局部低温低效弱反应区，同时也增加了操作的安全性，即使一路分支料供应系统出现问题，可以通过增加其它分支料供应系统供料量弥补，也使得在线更换喷嘴不会影响正常生产操作。

分批分路提供气化剂水蒸气、氧化剂、碳质料的方法，可以缓解流化床气化装置内温度分布与反应分布不匹配的问题、气化反应和气固流动的不匹配的问题以及辅气化剂消耗大量有效气的问题，增加了颗粒在炉内的停留时间，强化了辅气化剂与炉膛内未完全反应的碳的反应，大幅度减小了气化生成的有效气体与辅气化剂发生氧化反应的比例，有效降低了飞灰含碳量，提高了系统冷煤气效率。

允许气化炉内形成明显的颗粒回流循环，以延长大颗粒碳质料的停留时间，降低气化产物内的大颗粒碳质料浓度。

本发明也可以将气化炉内的不同空间(布风区、加料区、气化反应区)划分为不同操作条件的并联反应区，比如，操作温度或和碳质粉料流速不同的2个或多个气化反应区，可以加工粒度相同或不同的碳质料，可以加工组成相同或不同的碳质料。

本发明所述循环流化床气化炉，也可以将气化炉内的不同空间(布风区、加料区、气化反应区)划分为2个或多个串联反应区，它们的操作条件可以相同或不同。

本发明所述循环流化床气化炉，可以设置带细粉灰熔融的功能，成为带细粉灰熔融功能的循环流化床，进一步提高碳转化率。

旋风分离除尘系统的布置方式，可以是某个旋风器布置在气化炉的A侧而其它某个旋风器布置在气化炉的A侧的对面一侧或化炉的A侧的侧面一侧。

气化炉灰渣，含碳量高时，可用作锅炉系统燃料使用，在富氧条件下便于彻底燃烧，提高碳转化率，锅炉排灰可用制作水泥原料等。

根据需要，粗气化气经过热量回收、脱细灰过程后成为中低温气化气；根据需要，中低温气化气可能需要水洗净化处理，可使用水洗气塔；中低温气化气冷凝水和洗气水根据杂质含量的不同分别处理，利用过滤除去中低温气化气冷凝水中的颗粒物，利用汽提塔回收中低温气化气冷凝水和洗气水中的氨，洗气水可以实现闭路循环加工，连续或间歇排出一定量的洗气浓水，防止固体或杂质组分过度累积，使洗净气杂质组分含量增加超标。

本发明特别适合于高挥发粉煤如新疆哈密煤、内蒙神府煤田煤的分质高效梯级利用，一个目的是构建经济性、节水型煤加氢直接液化总体工艺，即“分煤热解制煤气、热解焦油和粉焦，粉焦气化联合处理污水蒸汽制备合成气，合成气制氢供热解焦油与粉煤联合加氢直接液化过程，加氢直接液化过程酸性水净化水部分汽化蒸汽作气化剂使用，形成水蒸汽制氢气、氢气与煤中有机氧化合为水、加氢直接液化过程酸性水的净化水部分汽化蒸汽气化这样的循环回路，并可利用污水气化过程为热阱回收煤加氢直接液化过程存在的大量中温热，提高整体工艺过程的能量回收率、降低新鲜水耗量，将部分中温热能直接转化成化学能，利于提高整体工艺的液化油收率。

本发明所述煤加氢直接液化过程，指的是煤加氢直接液化制油过程，通常使用膨胀床加氢反应过程，包括使用或不使用供氢溶剂油的煤加氢直接液化制油过程，包括油煤共炼过程、煤临氢热溶液化过程等。

煤制油过程，涉及煤加氢直接液化反应过程R10、液化油加氢稳定反应过程R20、液化油加氢提质反应过程R30。

关于现有的煤加氢直接液化工艺及煤制油过程酸性水的净化方法，记载这类数据的一个文献见文献A01：①出版物名称：《煤炭直接液化工艺与工程》，767～779页、782～786页；②检索用图书编码：ISBN编码：9-78703-04308-23；③编著：吴秀章、舒歌平、李克健、谢舜敏；④出版社：科学出版社，酸性水的净化过程包括酸性水汽提精制过程、酸性水脱酚过程、脱酚水深度净化过程。

表1是中国神华鄂尔多斯煤制油分公司100万吨/年煤加氢直接液化工程加氢反应产物洗涤过程酸性水的脱酚污水的物性数据表。

表1 中国神华鄂尔多斯煤制油分公司100万吨/年煤加氢直接液化工程脱酚污水的物性数据表

项目	PH	CODcr	NH<sub>3</sub>-N	石油类	硫化物	挥发酚	氯化物	TSS
									单位		mg/L	mg/L	mg/L	mg/L	mg/L	mg/L	mg/L
设计值	7～9	7000	150.0	100.0	150.0	50.0	120.0	50.0
									2013年平均	9.000	4533	114.4	121.4	74.3	58.7		41

从表1可以看出：

①煤液化脱酚污水的酚、石油类浓度均很低，脱酚污水的部分汽化蒸汽，在碳质气化炉的高温、富氧或纯氧条件，可以彻底分解V10G中的有机质，与脱酚污水深度净化后循环利用的方案相比，相当于实现了净化水的化学转化法的短路径净化使用；

特别地，基于半焦循环流化床气化过程碳料有机物含量少的特点，利用长停留时间、高温、富氧或纯氧条件，可以彻底分解水蒸气气化剂中的有机质；

因此，本发明适合于灰熔点较高的煤或和半焦的流化床气化过程；

本发明也提出了延长停留时间的方法；

②由于污水含有有机质，其过热的加热升温过程应避免结垢以实现长周期安全操作，这样可以设计特殊的换热装置对水蒸气V10G进行过热；

③水蒸气V10G或其过热气的分布方式，可以采用下降式流动进入气化炉然后水平喷出，可以单独布置，或者与氧气混合后布置；

④脱酚净化水FW汽化过程，可加入固定氯离子的钠盐如碳酸钠，降低水蒸气V10G中氯离子含量；

⑤蒸发过程V10使用的蒸发器，可以采用降膜蒸发器，减少蒸发器换热面的结垢速度，延长连续运转周期；

⑥蒸发过程V10使用的蒸发器，可以设置备用设备，以备定期检修、切换操作；

⑦蒸发过程V10为部分汽化过程，通过排出一定量的浓缩污水防止难蒸发性污染物积累；

⑧煤制油过程，涉及的煤加氢直接液化反应过程R10、液化油加氢稳定反应过程R20、液化油加氢提质反应过程R30，存在大量中温(温度一般为150～250℃、通常为150～200℃)热物流，本发明大量煤液化脱酚污水的低压汽化过程，可以作为吸热量巨大的热阱，高效回收这些中温热量，节省燃料(燃料气或燃料煤或燃料半焦)消耗量。

表2是0～200℃饱和蒸汽和饱和水的温度压力对照表。

从表2还可以看出，0.5～1.0MPa饱和水蒸汽的饱和温度是152～179℃，这说明生产0.5～1.0MPa的饱和水蒸汽可以回收温度在177℃或205℃以上的中温热，是中温热的优良最终用户。

煤加氢直接液化过程脱酚污水的蒸发过程，最好与中温热物流通过换热器直接传热回收中温热。

煤加氢直接液化过程脱酚污水的蒸发过程，也可以通过导热介质二次换热，即冷态导热介质与中温热物流通过换热器直接传热回收中温热成为热态导热介质，然后高温位的导热介质加热煤液化脱酚污水后成为冷态导热介质，冷态导热介循环取热。

本发明所述碳质粉料循环流化床气化转化方法，外加碳质粉料，可以是任意一种适用的含碳粉料，可以选自粉煤、热解粉焦，可以部分或全部为粉焦，可以部分或全部为煤加氢直接液化残渣粉。

在煤加氢直接液化工程中，煤在反应器中加氢大部分生成馏分分布较宽的液体油、少量气体和水等，馏分较重的油和所有固体物料(包括原料油煤浆中的催化剂、煤中的灰分(无机矿物质)、未反应的煤等)经减压蒸馏进行固液分离，包括溶剂组分和馏程较重的油从减压塔侧线和塔顶馏出，而更重一些的重质油和沥青类物质(主要是沥青烯和前沥青烯)与所有固体物从减压塔底排出，这一部分物质(俗称煤液化残渣)经冷却、固化后作为煤液化的主要副产品，以中国神华集团煤液化装置为例，煤液化残渣的产率约占原料煤的30wt％。

表2 0～200℃饱和蒸汽和饱和水的温度压力对照表

为了表征煤液化反应进行的程度和煤液化残渣的性质，通常用索氏萃取的方法进行残渣的萃取分析。将正己烷萃取物定义为“油”，应该和可蒸馏油有较大区别，将正己烷不溶、甲苯或者苯可溶物定义为沥青烯，将甲苯不溶、四氢呋喃可溶物定义为前沥青烯，有时将沥青烯和前沥青烯统称为沥青类物质。以中国神华集团煤液化装置为例，分析结果表明，残渣中含25wt％左右的前沥青烯和沥青烯、25wt％左右正己烷可萃取的油、30wt％为未转化的煤和20wt％左右的灰分，残渣中的灰分来自于煤中的灰分和外加的催化剂。元素分析数据还表明煤液化残渣还有比较高的含硫量，这些硫一方面是来自于煤中的硫，还有很大一部分来自于外加的用作煤液化助催化剂的硫。

用煤的工业分析与元素分析的方法对一种煤液化残渣进行分析表征得到的结果见表3，可以看出，残渣中含有21.64wt％的灰分，硫含量和C/H(原子比)较高。

索氏萃取结果分析结果见表4、表5，残渣中含24.71wt％正己烷可萃取的油、23.90wt％的前沥青烯和沥青烯、29.67wt％为不溶物、21.64wt％的灰分。

表3 液化残渣样品A的工业分析和元素分析数据

表4 液化残渣样品A的索氏萃取结果[单位：wt％(daf)]

表5 液化残渣样品A的索氏萃取结果[单位：wt％(对初始样)]

本发明所述含碳粉料循环流化床气化过程，其气化剂可以包括水蒸气、含氧气体(空气、富氧气体、纯氧气体)、CO₂。

本发明所述碳质粉料循环流化床气化转化方法，其操作压力根据需要选择，其操作范围通常为常压～4.0MPa、一般为0.15～2.5MPa。

本发明所述碳质粉料循环流化床气化转化方法，其气化半焦循环量与外加含碳粉料的比例即气化半焦循环倍率K80，K80根据需要选择，通常为20∶1～80∶1、一般为30∶1～50∶1。

本发明所述碳质粉料循环流化床气化转化方法，其操作温度根据外加含碳粉料的灰熔点和其它气化要求选择，为保证固态排渣和不出现熔融状灰分，操作温度一般低于灰熔点50～150℃，通常为850～1300℃、一般为900～～1200℃。

本发明所述碳质粉料循环流化床气化转化方法，其单程气体停留时间根据需要水分解率、烃油分解率选择，通常为3～40秒、一般为10～20秒。

本发明所述碳质粉料循环流化床气化转化方法，可以使用任意合适形式的气化炉、气化操作条件、空气预热方式、半焦热量取出方式、灰渣深度燃烧脱碳方法、布风、布汽(布气)、碳料加入方法。

本发明所述碳质粉料循环流化床气化转化方法，排出气化炉的气固反应产物，在气固分离过程XPXF分离为气化半焦和粗气化气，粗气化气通常含有一定量的细粉固体颗粒。

本发明所述气固分离过程XPXF，可以使用任意合适形式的气固分离器，可以包含1级或2级或多级气固分离步骤，通常至少使用旋风分离气固分离器，可以设置热量回收设施。

本发明所述气固分离过程XPXF分离出的气化半焦XPXF-S，至少一部分通过固体返料系统返回汽化炉反应区，通常至少一部分气化半焦XPXF-S返回气化炉下部反应区；固体返料系统，通常使用返料器以控制循环气化半焦循环量；固体返料系统，根据需要，使用流化气体或松动气体。

本发明所述气化炉主体炉膛的产物分离过程排出的粗气化气END-PV，通常经过脱尘、降温、冷凝脱水过程SU10处理，可以包含前部脱尘降温过程S10、降温分离冷凝水过程S70；前部脱尘降温过程S10的任务是回收粗气化气END-PV的热能、进一步分离固体细粉后得到低固体中温气S10PV，低固体中温气S10PV的操作温度，通常，其下限不应该出现冷凝水液体，根据具体的低固体中温气S10PV操作压力、水蒸气体积浓度确定，通常介于250～100℃之间、一般介于220～150℃之间。

本发明所述粗气化气END-PV的脱尘、降温、冷凝脱水过程SU10，可以使用任意合适形式的脱尘器、换热器，可以包含1级或2级或多级气固分离步骤，可以包含1级或2级或多级降温冷却步骤；脱尘器，可以是旋风除尘器、隔板除尘器、布袋除尘器、金属间化合物过滤器除尘器等；换热器，可以是水蒸汽发生器、水蒸气过热器、水加热器、空气加热器等。

本发明所述低固体中温气S10PV的降温分离冷凝水过程S70，未级或多级冷凝分离过程，至少包含2级冷凝分离过程：上游冷凝分离过程S71、下游冷凝分离过程S72。

本发明S10PV的上游冷凝分离过程S71，其任务是实现低固体中温气S10PV的冷凝、分离，为了提高水雾颗粒的脱细粉、吸收杂质气体组分的效率，可以使用。

本发明S10PV的上游冷凝分离过程S71的冷凝后分离过程的操作温度，通常，其上限是出现至少一部分冷凝水液体，冷凝水S71W占凝水总量的比例，根据需要选择，通常冷凝水S71W占凝水总量的50～75％。

本发明上游冷凝分离过程S71的冷凝后分离过程的操作温度，通常介于250～70℃之间、一般介于180～100℃之间。

本发明S71G的下游冷凝分离过程S72，其任务是实现S71G的冷凝、、分离，为了提高水雾颗粒的脱细粉、吸收杂质气体组分的效率，可以使用

本发明S71G的下游冷凝分离过程S72的冷凝后分离过程的操作温度，根据需要选择，通常由工厂冷却介质(循环冷却水、空气)的温度决定，通常介于50～20℃之间、一般介于45～30℃之间；冷凝水S72占凝水总量的比例，根据需要选择，通常占凝水总量的25～50％。

本发明所述低固体中温气S10PV的降温分离冷凝水过程S70，其包含的上游冷凝分离过程S71、下游冷凝分离过程S72，可以使用任意合适形式的换热器、气液分离器、气固分离器、旋风脱尘器、旋风脱液器，可以包含1级或2级或多级气固分离步骤，可以包含1级或2级或多级气液分离步骤，可以包含1级或2级或多级降温冷却步骤；脱尘器，可以是旋风除尘器、隔板除尘器、布袋除尘器、金属间化合物过滤器除尘器等；换热器，可以是水蒸汽发生器、水蒸气过热器、水加热器、空气加热器等；旋风脱尘器，可以安装在气液分离器、气固分离器内部；旋风脱液器，可以安装在气液分离器、气固分离器。

关于循环流化床气化炉分级配风的方法有多种，一种方法是申请号为201710647550.6申请公布号为CN 107312575 A的分级配风的循环流化床气化装置以及气化方法，另一种方法是申请号为201711378065.X申请公布号为CN 108059978 A的一种常压循环流化床气化炉二次供气化剂系统，其中的特征部分可以供本发明借鉴组合使用。

以下描述本发明的特征部分。

本发明碳质粉料循环流化床气化转化方法，其特征在于：

非氧气气化剂组分，至少包含H₂O或和CO₂组分；

可能存在的炉渣R10-L从排渣口排出；

①对含污水蒸汽的物料进行气化转化；

②对含污水的物料进行气化转化；

③对含煤加氢直接液化残渣粉的物料进行气化转化；

⑥在炉膛R10-1中部，设置至少一个内置式辅助燃烧室NFZ1；

⑦在炉膛R10-1中部，设置至少一个外置式辅助燃烧室。

①气固分离过程R10-1P-S10，包含1级气固分离过程R10-1P-S10-1；

本发明，气化炉R10的炉膛R10-1可以设置辅气化剂进料；

所述辅气化剂进口，可以选自下列中的1种或几种：

②自外加碳质粉料进料口以上的位置进入炉膛R10-1中。

本发明，气化炉R10的炉膛R10-1可以设置辅气化剂进料；

①水平向炉膛中心喷出；

②倾斜向下向炉膛中心喷出；

⑥辅气化剂进料口，使用喷嘴形成散射。

本发明，气化炉R10的炉膛R10-1可以设置辅气化剂进料；

本发明，气化炉R10的炉膛R10-1可以设置辅气化剂进料FQHJ；

本发明，气化炉R10的炉膛R10-1可以属于变截面积的炉膛。

①粉煤；

②粉焦；

③延迟焦化的焦炭的焦粉；

④煤加氢直接液化残渣粉；

⑥储运储罐罐底油泥的干粉，用作气化调配料；

⑦煤泥，用作气化调配料；

⑧工厂污泥干粉，用作气化调配料。

①粉煤；

②粉焦；

③延迟焦化的焦炭的焦粉；

④煤加氢直接液化残渣粉；

①煤加氢直接液化残渣粉，用作气化调配料；

③储运储罐罐底油泥的干粉，用作气化调配料；

④煤泥，用作气化调配料；

⑤工厂含油污泥干粉，用作气化调配料。

①粉煤；

②粉焦；

所述碳质气化料辅料为煤加氢直接液化残渣粉。

①空气；

②富氧空气；

③纯氧气。

①净洁蒸汽；

②加氢过程HP外排酸性水的净化水W100的汽化蒸汽W100V；

部分蒸发过程WZ70，可能回收加氢过程HP的中温热量；

所述加氢过程HP可能选自下列过程中的1个或几个：

选择1，煤加氢直接液化过程；

选择3，煤加氢直接液化过程生成油的深度加氢改质过程；

④其它污水汽化蒸汽。

①操作温度为800～1300℃；

操作压力为常压～3.0MPa；

气体流速为1.2～8米/秒；

气体停留时间为3～25秒；

②气化炉炉膛高度为20～40米；

③水蒸气分解率40～85％；

气化炉炉膛的操作温度为800～1300℃；

①小于8毫米；

②小于5毫米；

③小于3毫米；

④小于1毫米；

⑤小于0.5毫米。

①小于3毫米；

②小于1毫米；

③小于0.5毫米。

①软化温度，大于1150℃；

②软化温度，大于1200℃；

③软化温度，大于1250℃；

④软化温度，大于1300℃；

⑤软化温度，大于1400℃。

本发明，炉膛R10-1接收的部分水质气化剂可以为污水。

实施例

实施例一

表6是两组新疆哈密煤样分析数据表。

从表6数据可以看出，该煤炭属于特低硫、高发热量的高油长焰煤，属于优质煤加氢直接液化制油的原料煤，也是焦油收率高的优质粉煤热解原料煤。

以表6所列性质的煤的粉煤为原料，采用粉煤热解工艺，可以得到热解焦油、煤气、热解粉焦，热解粉焦可用于循环流化床气化工艺生产气化气。

具体工艺过程如下：采用图3所示的碳质粉料循环流化床气化转化方法，使用2个气化炉炉膛底部燃烧室，辅助燃烧室排出的热物料充当气化炉炉膛中间无氧气加热介质，以提高气化炉炉膛上部空间的操作温度；

气化炉炉膛R1-1，为立式炉膛；

气化炉炉膛R1-1，气化反应操作压力为0.5～0.6MPa；

气化炉炉膛R1-1，其它操作条件如下：

气体流速为2.5～3.5米/秒；

气化炉炉膛，气体停留时间为9～13秒；

气化炉炉膛高度为36米；

主气化剂的操作条件为：是纯氧气和水蒸气的混合气，温度为600～650℃；

辅气化剂的操作条件为：是纯氧气和水蒸气的混合气，温度为300～350℃；

所述上游气化系统R1，在工作过程中，炉膛R1-1接收外加碳质粉料R1-1-D(80重量％的热解粉焦与20重量％的煤加氢直接液化残渣粉的掺和料)、环碳质粉料R15A，进入炉膛R1-1主燃烧室R1-RSQA，进行气化反应，主气化剂R1-QA进入主燃烧室R1-RSQA，在主燃烧室R1-RSQA下部进行气固混合，并在流化状态下发生包含碳燃烧的放热反应(燃烧温度介于1100～1150℃)，产生底部反应生成气；底部反应生成气携带未完全反应的碳及热量在主燃烧室R1-RSQA内自下而上运动，在此过程中随着氧气的消耗，反应逐渐转变为以还原反应为主的气化反应，并消耗氧化反应生成的热量；

主燃烧室R1-RSQA的主气化剂为氧气和水蒸气的混合物，其中的氧气体积量占炉膛R1-1气化剂中氧气体积量的65～75％；

辅助燃烧室R1-RSQB，接收环碳质粉料R15B，进入炉膛R1-1辅助燃烧室R1-RSQB，进行气化反应，其气化剂R1-QB进入辅助燃烧室R1-RSQB，在辅助燃烧室R1-RSQB下部进行气固混合，并在流化状态下发生包含碳燃烧的放热反应(燃烧温度介于1100～1150℃)，产生底部反应生成气；底部反应生成气携带未完全反应的碳及热量在辅助燃烧室R1-RSQB内自下而上运动，在此过程中随着氧气的消耗，反应终止，生成燃烧热物料；

辅助燃烧室R1-RSQB的气化剂为氧气和水蒸气的混合物，其中的氧气体积量占炉膛R1-1气化剂中氧气体积量的25～35％；

炉膛R1-1顶部温度介于1000～1050℃；

炉膛R1-1反应生成的气固混相产物R1-1-P，由炉膛R1-1上部离开炉膛R1-1，进入气固分离系统R1-2分离为可能含有固体颗粒的气化气R1-2-V和固体R1-2-S；

固体R1-2-S，用作循环碳质粉料R1-1-SR返回炉膛R1-1，其重量流量是外加碳质粉料R1-1-D(粉焦)重量流量的40～50倍；

炉膛R1-1自排渣口排出炉渣R1-1-L。

实施例二

从表6数据可以看出，该煤炭的灰熔点较高，对表6的粉煤或热解粉焦，采用循环流化床气化工艺制气时，主体气化操作温度可以控制在1000～1150℃之间，因此，适合采用本发明的碳质粉料循环流化床气化转化方法，进行污水蒸汽的过热、气化转化。

基于实施例一，进行污水蒸汽的联合加工，将水质气化剂的15％，用低温污水蒸汽替代，实现污水蒸汽化学转化，将污水蒸汽中的有机质完全热解、气化。

所述污水蒸汽，加入上游气化系统R1的炉膛R1-1的中下部位。

主气化剂的操作条件为：是纯氧气和净洁水蒸气的混合气，温度为600～650℃。

辅气化剂的操作条件为：是纯氧气和污水水蒸气的混合气，温度为200～250℃。

以下描述污水汽化过程：

污水蒸汽，是加氢过程HP外排酸性水的净化水W100的汽化蒸汽W100V；

加氢过程HP外排酸性水的净化水W100，指的是经过脱硫化氢、脱氨过程、脱酚过程得到的净化水；

汽化蒸汽W100V来自净化水W100的汽化率为75～80％的部分蒸发过程WZ70；净化水W100部分蒸发过程，指的是净化水W100经过部分蒸发过程得到汽化蒸汽W100V和浓缩污水W100L；

部分蒸发过程WZ70，可用于回收加氢过程HP的中温热量；

所述加氢过程HP可能选自下列过程中的1个或几个：

选择1，煤加氢直接液化过程；

选择3，煤加氢直接液化过程生成油的深度加氢改质过程。

实施例三

基于实施例一，进行污水的联合加工，将水质气化剂的10％，用污水替代，实现污水蒸发、过热、气化化学转化，将污水中的有机质完全热解、气化。

所述污水，加入上游气化系统RA的炉膛RA-1的中下部位，采用图10所示方法进行污水进料。

污水的操作条件为：温度为80～90℃。

实施例四

从表6数据可以看出，该煤炭的灰熔点较高，对表6的粉煤或热解粉焦，采用循环流化床气化工艺制气时，主体气化操作温度可以控制在1000～1150℃之间，因此，适合采用本发明的碳质粉料循环流化床气化转化方法，进行粉焦和煤加氢直接液化残渣干粉的掺和料的气化。

基于实施例一，将外加碳质粉料R1-1-D(70重量％的热解粉焦与30重量％的煤加氢直接液化残渣粉的掺和料)，加入炉膛R1-1的中下部位。

表6 两组新疆哈密煤样分析数据表

Claims

1.碳质粉料循环流化床气化转化方法，其特征在于：

非氧气气化剂组分，至少包含H₂O或和CO₂组分；

可能存在的炉渣R10-L从排渣口排出；

①对含污水蒸汽的物料进行气化转化；

②对含污水的物料进行气化转化；

③对含煤加氢直接液化残渣粉的物料进行气化转化；

⑥在炉膛R10-1中部，设置至少一个内置式辅助燃烧室NFZ1；

⑦在炉膛R10-1中部，设置至少一个外置式辅助燃烧室。

2.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

在炉膛R10-1下部，设置主燃烧室R10-RSQA和一个辅助燃烧室R10-RSQA；

3.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

在炉膛R10-1中部，设置一个内置式辅助燃烧室NFZ1；

4.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

在炉膛R10-1中部，设置一个外置式辅助燃烧室WFZ1；

5.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

包含污水蒸汽的物料，以1批或2批2个不同高度位置或多批多个不同高度进入炉膛R10-1。

6.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

包含污水的物料，以1批或2批2个不同高度位置或多批多个不同高度进入炉膛R10-1。

7.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

包含煤加氢直接液化残渣粉的物料，以1批或2批2个不同高度位置或多批多个不同高度进入炉膛R10-1。

8.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

气化炉炉膛的气固混相产物的气固分离过程，包含1级或2级或多级气固分离过程。

9.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

气化炉炉膛的气固混相产物R10-1P的气固分离过程R10-1P-S10，其工作方式选自下列中的1种或几种：

①气固分离过程R10-1P-S10，包含1级气固分离过程R10-1P-S10-1；

10.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

使用的固体粉料输料系统或返料系统，包括下降管、返料器和输料管。

11.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

气化炉R10的炉膛R10-1设置辅气化剂进料；

所述辅气化剂进口，选自下列中的1种或几种：

②自外加碳质粉料进料口以上的位置进入炉膛R10-1中。

12.根据权利要求11所述方法，其特征在于：

气化炉R10的炉膛R10-1设置辅气化剂进料；

所述辅气化剂进口的工作方式，选自下列中的1种或几种：

①水平向炉膛中心喷出；

②倾斜向下向炉膛中心喷出；

⑥辅气化剂进料口，使用喷嘴形成散射。

13.根据权利要求11所述方法，其特征在于：

气化炉R10的炉膛R10-1设置辅气化剂进料；

在炉膛R10-1的1个或2个或多个不同水平位置的高度，设置辅气化剂进口；

在同一水平位置，沿着炉膛筒体的边沿，周向布置1个或2个或多个辅气化剂进口。

14.根据权利要求11所述方法，其特征在于：

气化炉R10的炉膛R10-1设置辅气化剂进料FQHJ；

辅气化剂FQHJ进料中氧气的体积量，占气化炉R10总体气化剂中氧气的体积量的15～50％。

15.根据权利要求11所述方法，其特征在于：

气化炉R10的炉膛R10-1设置辅气化剂进料FQHJ；全部气化炉用辅气化剂进料中氧气的体积量，占全部气化炉总体气化剂中氧气的体积量的15～50％。

16.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

气化炉R10的炉膛R10-1的底部附近区域，设置多点注入的主气化剂进料系统，其中部分主气化剂采用水平面内切向进料模式，使得炉膛R10-1的底部燃烧区存在颗粒物的旋转运动。

17.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

气化炉R10的炉膛R10-1属于变截面积的炉膛。

18.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

立式气化炉R10的炉膛R10-1属于由下向上截面积逐步变大的炉膛。

19.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

气化炉R10的立式炉膛R10-1属于由下向上截面积逐步变大的炉膛；

20.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

立式气化炉炉膛R10-1属于由下向上截面积逐步变大的炉膛；

在气化炉R10的炉膛R10-1内，下部属于固体颗粒的密相区，有2个或多个截面积逐步变大的炉膛段；

在气化炉R10的炉膛R10-1内，上部属于固体颗粒的稀相区，有2个或多个截面积逐步变大的炉膛段；

在气化炉R10的炉膛R10-1内，中部属于固体颗粒的发展区，有2个或多个截面积逐步变大的炉膛段。

21.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

炉膛R10-1加工的外加碳质粉料，选自下列物料中的一种或几种：

①粉煤；

②粉焦；

③延迟焦化的焦炭的焦粉；

④煤加氢直接液化残渣粉；

⑥储运储罐罐底油泥的干粉，用作气化调配料；

⑦煤泥，用作气化调配料；

⑧工厂污泥干粉，用作气化调配料。

22.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

炉膛R10-1加工的碳质气化料为掺和料，其中外加碳质粉料主料占比大于50％重量，外加碳质粉料辅料占比小于50％重量；

所述外加碳质粉料主料选自下列物料中的一种或几种：

①粉煤；

②粉焦；

③延迟焦化的焦炭的焦粉；

④煤加氢直接液化残渣粉；

所述外加碳质粉料辅料选自下列物料中的一种或几种：

①煤加氢直接液化残渣粉，用作气化调配料；

③储运储罐罐底油泥的干粉，用作气化调配料；

④煤泥，用作气化调配料；

⑤工厂含油污泥干粉，用作气化调配料。

23.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

炉膛R10-1加工的外加碳质粉料为掺和料，其中外加碳质粉料主料占比大于65％重量，外加碳质粉料辅料占比小于35％重量；

所述外加碳质粉料主料选自下列物料中的一种或几种：

①粉煤；

②粉焦；

所述碳质气化料辅料为煤加氢直接液化残渣粉。

24.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

炉膛R10-1使用的氧化剂，选自下列物料中的一种或几种：

①空气；

②富氧空气；

③纯氧气。

25.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

炉膛R10-1使用的水蒸气气化剂，选自下列物料中的一种或几种：

①净洁蒸汽；

②加氢过程HP外排酸性水的净化水W100的汽化蒸汽W100V；

部分蒸发过程WZ70，可能回收加氢过程HP的中温热量；

所述加氢过程HP可能选自下列过程中的1个或几个：

选择1，煤加氢直接液化过程；

选择3，煤加氢直接液化过程生成油的深度加氢改质过程；

④其它污水汽化蒸汽。

26.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

炉膛R10-1联合加工污水，污水为含酚或和含焦油或和含重油的污水。

27.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

气化炉膛R10-1的操作条件，选自下列的一种或几种：

①操作温度为800～1300℃；

操作压力为常压～3.0MPa；

气体流速为1.2～8米/秒；

气体停留时间为3～25秒；

②气化炉炉膛高度为20～40米；

③水蒸气分解率40～85％；

气化炉炉膛的操作温度为800～1300℃；

28.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

炉膛R10-1的主气化剂的操作条件为：是含氧气气体和水蒸气的混合气，温度为500～800℃。

29.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

气化炉R10使用辅气化剂时，辅气化剂的操作条件为：是含氧气气体和水蒸气的混合气，温度为300～800℃。

30.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

炉膛R10-1使用污水蒸汽时，污水蒸汽的操作温度为105～250℃。

31.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

炉膛R10-1使用煤加氢直接液化残渣粉时，煤加氢直接液化残渣粉的操作温度为常温～100℃。

32.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

炉膛R10-1使用的外加碳质粉料的粒度，选自下列中的一种：

①小于8毫米；

②小于5毫米；

③小于3毫米；

④小于1毫米；

⑤小于0.5毫米。

33.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

炉膛R10-1使用煤加氢直接液化残渣粉时，煤加氢直接液化残渣粉的粒度，选自下列中的一种：

①小于3毫米；

②小于1毫米；

③小于0.5毫米。

34.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

炉膛R10-1使用的碳质粉料的灰熔点，选自下列中的一种：

①软化温度，大于1150℃；

②软化温度，大于1200℃；

③软化温度，大于1250℃；

④软化温度，大于1300℃；

⑤软化温度，大于1400℃。

35.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

炉膛R10-1接收的部分水质气化剂为污水。

36.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

炉膛R10-1接收的部分水质气化剂为污水，加入循环流化床气化炉炉膛的中下部反应空间中。

37.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

炉膛R10-1接收的部分水质气化剂为污水或污水蒸汽；

38.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

炉膛R10-1接收含煤加氢直接液化残渣粉的粉料时，采用喷嘴对置式布置的布料方式，使用偶数个数的喷嘴，在同一水平面上，使得2个喷嘴为一组，所喷出的物料相互正对进行对置布料。

39.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

炉膛R10-1接收含煤加氢直接液化残渣粉的粉料时，含煤加氢直接液化残渣粉的粉料采用2批或多批加入，不同加料口位于炉膛的不同高度位置。

40.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

2个或多个气化炉炉膛并联操作，炉膛气固混相气化产物或和分离炉膛气固混相气化产物得到的气体或和分离炉膛气固混相气化产物得到的固体，进行联合操作，操作方式选自下列中的一种或几种：

41.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

气化炉炉膛的下部燃烧反应区，存在2个或多个操作条件不同的并联操作反应区，操作条件不同的并联操作反应区的气体流速或和气体氧气浓度或和操作温度或和气相中固体浓度或和固体组成互不相同。

42.根据权利要求1所述方法，其特征在于：

污水、煤加氢直接液化残渣粉喷入炉膛R10-1的过程，为了提高分散度，混合雾化气体后自喷嘴喷出；