CN112708466A - 有机固废低焦油气化热电联供的系统及方法 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了有机固废低焦油气化热电联供的系统及方法。该系统包括双氧化层气化炉、旋风除尘器、酚水换热器、空冷器、间冷器、增压机、脱硫塔、袋式除尘器和内燃机组，双氧化层气化炉包括进料装置、反应区炉体、炉顶气化剂进气口、高于套筒所在区域的中段气化剂进气口、炉底气化剂进气口、设在位于环形空腔所在的区域内的煤气出气口、气化剂分布调节器和排渣装置，炉腔上段设有布料装置、中段设有套筒、底部设有炉篦，套筒与炉壁之间形成环形空腔，套筒上部为上宽下窄结构且套筒上端止抵于炉壁。采用该系统可解决有机固废在气化过程中燃气品质不稳定、焦油含量难控制等问题，能显著提高有机固废利用率以及热电联供的效率。

Description

有机固废低焦油气化热电联供的系统及方法
技术领域
本发明属于固体废弃物资源化应用领域，具体而言，涉及有机固废低焦油气化热电联供的系统及方法。
背景技术
随着国民经济的快速发展，有机固体废弃物(如生化垃圾等)环境污染问题日益严重，有机固废高效清洁资源化利用已经成为社会关注的热点问题。生活垃圾焚烧发电是目前固体废弃物资源化的重要方式之一，但焚烧发电除了有二次飞灰、二噁英等的二次污染以外，还具有设备复杂、建设运维成本高等特点，且焚烧发电不适合小型化集散式的小规模热电联供处理。有机固废气化作为一种高效清洁利用技术，相比于直接燃烧具有热效率高、投资成本低、环境污染小等优势，然而，采用热解气化发电虽然可避免上述垃圾发电过程中存在的大部分问题，且十分适用于中小规模的均质有机固废，但传统的煤气与料层同方向移动的顺流式固定床气化炉虽然热效率高，但气体产物中焦油含量高，而煤气与料层反方向移动的逆流式固定床气化炉虽然产品焦油含量低，但整体气化效率仅为15％左右，均存在有一定的缺陷。因此，如何更好地实现有机固废的资源化利用仍有待进一步研究。
发明内容
本发明旨在至少在一定程度上解决相关技术中的技术问题之一。为此，本发明的一个目的在于提出有机固废低焦油气化热电联供的系统及方法。采用该系统可有效解决均质有机固废在气化过程中的燃气品质不稳定、焦油含量难控制等问题，能够显著提高有机固废的利用率以及后端热电联供的效率。
根据本发明的第一个方面，本发明提出了一种有机固废低焦油气化热电联供系统。根据本发明的实施例，该系统包括：
双氧化层气化炉，所述双氧化层气化炉包括进料装置、反应区炉体、炉顶气化剂进气口、中段气化剂进气口、炉底气化剂进气口、煤气出气口、气化剂分布调节器和排渣装置，其中：
所述反应区炉体设在所述进料装置下方，所述反应区炉体包括炉壁和炉腔，所述炉腔上段设有布料装置、中段设有套筒、底部设有炉篦，所述套筒与所述炉壁之间形成有环形空腔，所述套筒上部为上宽下窄结构且所述套筒的上端止抵于所述炉壁；
所述炉顶气化剂进气口设在所述炉壁的上部和/或顶部上，所述炉顶气化剂进气口延伸至所述炉腔内；
所述中段气化剂进气口设在所述炉壁的中部且高于所述套筒所在区域布置，所述中段气化剂进气口延伸至所述炉腔内；
所述炉底气化剂进气口设在所述炉壁的下部且位于所述炉篦的下方，所述炉底气化剂进气口延伸至所述炉腔内并与所述炉篦的下部连通；
所述煤气出气口设在所述炉壁的中部且位于所述环形空腔所在的区域内；
所述气化剂分布调节器可上下移动地设在所述炉底气化剂进气口的出口端，且位于所述炉篦内；
旋风除尘器，所述旋风除尘器包括粗煤气进口、固体颗粒出口和除尘煤气出口，所述粗煤气进口与所述煤气出气口相连；
酚水换热器，所述酚水换热器包括酚水进口、酚水蒸气出口、高温煤气进口和换热后煤气出口，所述高温煤气进口与所述除尘煤气出口相连；
空冷器，所述空冷器包括换热后煤气进口、低温空气进口、高温空气出口和空冷煤气出口，所述换热后煤气进口与所述换热后煤气出口相连；
间冷器，所述间冷器包括空冷煤气进口、冷却水进口、中温水出口和间冷煤气出口，所述空冷煤气进口与所述空冷煤气出口相连；
增压机，所述增压机包括间冷煤气进口和加压煤气出口，所述间冷煤气进口与所述间冷煤气出口相连；
脱硫塔，所述脱硫塔下部设有加压煤气进口和脱硫液出口、上部设有脱硫液进口和脱硫煤气出口，所述加压煤气进口与所述加压煤气出口相连；
袋式除尘器，所述袋式除尘器包括脱硫煤气进口和净化后煤气出口，所述脱硫煤气进口与所述脱硫煤气出口相连；
内燃机组，所述内燃机组包括燃料入口和高温烟气出口，所述燃料入口通过煤气缓冲罐与净化后煤气出口相连，所述高温烟气出口与余热锅炉相连，所述内燃机组的电能输出端与电网相连。
另外，根据本发明上述实施例的有机固废低焦油气化热电联供系统还可以具有如下附加的技术特征：
在本发明的一些实施例中，有机固废低焦油气化热电联供系统至少满足以下条件之一：所述空冷器上设有第一酚水出口，所述间冷器上设有第二酚水出口，所述第一酚水出口和/或所述第二酚水出口与所述酚水进口相连；所述酚水蒸气出口与所述炉顶气化剂进气口、所述中段气化剂进气口、所述炉底气化剂进气口中的至少之一相连；所述空冷器的高温空气出口与所述炉顶气化剂进气口、所述中段气化剂进气口、所述炉底气化剂进气口中的至少之一相连；所述间冷器的中温水出口与所述酚水进口相连；所述脱硫塔上部设有除雾器，且所述除雾器位于所述脱硫煤气出口下方；所述余热锅炉的预热空气出口和/或水蒸气出口与所述炉顶气化剂进气口、所述中段气化剂进气口、所述炉底气化剂进气口中的至少之一相连；进一步包括循环水箱，所述间冷器的中温水出口和/或所述酚水蒸气出口与所述循环水箱的进水口相连，所述酚水进口与所述循环水箱的出水口相连；进一步包括气化剂缓冲罐，所述酚水蒸气出口、所述空冷器的高温空气出口、所述余热锅炉的预热空气出口和/或水蒸气出口中至少之一与所述气化剂缓冲罐的进气口相连，所述炉顶气化剂进气口、所述中段气化剂进气口、所述炉底气化剂进气口中至少之一与所述气化剂缓冲罐的出气口相连。
在本发明的一些实施例中，有机固废低焦油气化热电联供系统至少满足以下条件之一：所述双氧化层气化炉包括多个炉顶气化剂进气口和/或多个中段气化剂进气口，所述多个炉顶气化剂进气口在所述炉壁的上部和/或所述炉壁的顶部上均匀布置，所述多个中段气化剂进气口沿所述炉壁的周向均匀、水平布置；所述双氧化层气化炉包括1～3个煤气出气口，所述煤气出气口水平布置；所述炉篦可旋转设置，且所述炉篦上形成有布风口；所述进料装置包括至少一个进料通道，每个所述进料通道由上到下依次布置有进料口、进料缓冲仓上阀、进料缓冲仓、进料缓冲仓下阀和惰性气体吹扫进气口，所述进料缓冲仓的侧部形成有进料缓冲仓充泄压口；所述炉壁顶部通过过渡仓与所述进料装置相连，所述过渡仓与所述炉腔连通且所述过渡仓的侧壁上布置有所述炉顶气化剂进气口；所述炉壁外侧为膜式水冷壁或夹套水冷壁。
在本发明的一些实施例中，有机固废低焦油气化热电联供系统至少满足以下条件之一：所述进料装置包括两个所述进料通道，两个所述进料通道的进料缓冲仓之间设有连通阀门；所述进料通道的出料端与所述过渡仓连通且位于所述炉顶气化剂进气口的上方；所述套筒上端距离所述进料缓冲仓下阀的高度与所述反应区炉体总高度的比值为(0.4～0.8)：1，所述套筒下端距离所述炉篦顶部的高度与所述反应区炉体总高度的比值为(0.2～0.6)：1，所述套筒的高度与所述反应区炉体内径的比值为(0.2～0.6)：1；所述反应区炉体的内径为0.3～8m，所述环形空腔的最大厚度与所述反应区炉体内径的比值(0.1～0.3)：1；所述膜式水冷壁或所述夹套水冷壁的出水口与所述酚水进口相连。
在本发明的一些实施例中，有机固废低焦油气化热电联供系统至少满足以下条件之一：所述炉壁的下部呈倒锥形结构，所述炉壁上与所述炉篦对应的区域设有用于破碎灰渣的刮刀，所述倒锥形结构的底部形成有出渣口，所述出渣口与所述排渣装置相连；所述炉篦上设有用于破碎灰渣的刮刀，所述炉壁下部的侧壁上形成有出渣口，所述出渣口与所述排渣装置相连；所述排渣装置由上至下依次包括渣仓上阀、渣仓和渣仓下阀，所述渣仓的侧部设有渣仓充泄压口。
在本发明的一些实施例中，有机固废低焦油气化热电联供系统至少满足以下条件之一：所述排渣装置设在水中且位于所述反应区炉体的下方，所述排渣装置包括灰盘、碎渣圈、炉篦支撑件和第一灰刀，所述灰盘设在所述炉篦的下方，所述碎渣圈呈环状且套设在所述灰盘内，所述炉篦支撑件设在所述炉篦的下方且位于所述碎渣圈内，所述第一灰刀设置所述灰盘的内侧壁上；任选地，所述排渣装置包括第二灰刀和破渣块，所述第二灰刀设置在所述炉篦支撑件的底部，所述破渣块设置在所述炉篦支撑件的侧壁上。
与现有技术相比，本发明上述实施例的有机固废低焦油气化热电联供系统可以具有以下优点：1、采用的双氧化层固定床气化炉通过炉顶、中段和炉底的进气及布风，在炉体反应区实现双氧化层，结合了顺流式和逆流式固定床反应器的优点，使得产生的焦油和半焦在炉内充分裂解、气化，在提高气化效率和碳转化率的同时，实现了低焦油气化，并提高了合成气品质，其中，获得的气化灰渣含碳率低于5％，可用于进一步制备陶粒、玻璃体或免烧砖等建材产品；2、煤气降温过程中酚水换热器产生的酚水蒸气和空冷器换热产生的热空气可作为气化所需的气化剂返回至气化炉中，净化后的燃气用于内燃机组燃烧发电，内燃机组的烟气进入余热锅炉中回收余热，合理地利用了燃气的显热和化学能，使能量效率大大提高；3、高温煤气在冷却净化过程中产生的工业废水可循环至酚水蒸发换热器中，用作换热器的循环水，并产生蒸气作为气化剂，使整个工艺过程工业废水产生较少；4、该系统的原料适用性广，尤其适用于秸秆、污泥等均质有机固废或多源有机固废混合挤压成型的均质化RDF。
根据本发明的第二个方面，本发明提出了一种采用上述有机固废低焦油气化热电联供系统实施有机固废低焦油气化热电联供的方法。根据本发明的实施例，该方法包括：
(1)将有机固废供给至双氧化层气化炉进行低焦油气化处理，以便得到粗煤气；
(2)将所述粗煤气供给至旋风除尘器进行除尘处理，以便得到除尘煤气；
(3)将所述除尘煤气供给至酚水换热器进行换热，以便得到换热后煤气；
(4)将所述换热后煤气依次供给至空冷器和间冷器进行降温，以便得到间冷煤气；
(5)将所述间冷煤气供给至增压机进行加压处理，以便得到加压煤气；
(6)将所述加压煤气供给至脱硫塔进行脱硫处理，以便得到脱硫煤气；
(7)将所述脱硫煤气供给至袋式除尘器进行再次除尘处理，以便得到净化后煤气；
(8)将所述净化后煤气供给至内燃机组进行燃烧发电，并将燃烧发电产生的高温烟气供给至余热锅炉进行余热回收。
另外，根据本发明上述实施例的有机固废低焦油气化热电联供的方法还可以具有如下附加的技术特征：
在本发明的一些实施例中，有机固废低焦油气化热电联供的方法至少满足以下条件之一：步骤(1)进一步包括：通过进料装置向反应区炉体供给有机固废，通过惰性气体吹扫进气口向进料装置下方吹扫惰性气体；通过炉顶气化剂进气口、中段气化剂进气口和炉底气化剂进气口向所述反应区炉体供给气化剂，将所述反应区炉体由上至下分为干燥层、干馏层、上氧化层、还原层、下氧化层和灰渣层；使所述有机固废发生气化反应，得到可燃气和灰渣；使所述可燃气通过套筒与炉壁之间的环形空腔排出所述反应区炉体；利用排渣装置将所述灰渣排出所述反应区炉体；步骤(3)进一步包括：将酚水换热器产生的酚水蒸气作为气化剂供给至所述双氧化层气化炉；步骤(4)进一步包括：将所述空冷器和/或所述间冷器产生的酚水供给至所述酚水换热器、将所述空冷器产生的高温空气作为气化剂供给至所述双氧化层气化炉、将所述间冷器产生的中温水供给至所述酚水换热器；步骤(6)进一步包括：利用除雾器除去脱硫煤气中的水雾和灰尘；步骤(8)进一步包括：将所述余热锅炉产生的预热空气和/或水蒸气作为气化剂供给至所述双氧化层气化炉。
在本发明的一些实施例中，有机固废低焦油气化热电联供的方法至少满足以下条件之一：步骤(1)中，所述反应区炉体内的压力为0～10Mpa；步骤(1)中，所述气化剂包括选自水蒸气、二氧化碳、空气和富氧中的至少之一，所述富氧中氧气的含量为21～100v％；步骤(1)中，所述气化剂为水蒸气和富氧的混合气，所述水蒸气的质量与所述富氧中氧气体积的比值为0～8.0Kg/Nm3；步骤(1)中，所述气化剂为水蒸气和空气的混合气，所述气化剂的温度为40～70℃；步骤(1)中，所述气化剂为二氧化碳和富氧的混合气，所述二氧化碳的质量与所述富氧中氧气体积的比值为0～19.5Kg/Nm3；步骤(3)中，利用所述酚水换热器将煤气温度降温至不大于230℃；步骤(4)中，利用所述空气器将煤气温度降温至70～90℃、利用所述间冷器将煤气温度降温至30～40℃；步骤(5)中，利用所述增压机使煤气压力提升至0.8～3MPa；步骤(6)中，利用PDS催化剂和碱液对加压煤气进行脱硫处理；步骤(7)中，净化后煤气的温度不高于40℃，煤气中焦油和灰尘的总含量不高于50mg/Nm3。
在本发明的一些实施例中，有机固废低焦油气化热电联供的方法至少满足以下条件之一：所述炉顶气化剂进气口和所述中段气化剂进气口的进气量为所述气化剂总进气量的30～90％，所述炉底气化剂进气口的进气量为所述气化剂总进气量的10～70％，所述炉顶气化剂进气口与所述中段气化剂进气口的进气量比值为(70～90)：(10～30)；所述干燥层与所述干馏层的温度为200～600℃，所述上氧化层的温度为600～1200℃，所述还原层的温度为600～900℃，所述下氧化层的温度为600～1100℃，所述灰渣层的温度为200～600℃；所述环形空腔内的温度为200～800℃。
与现有技术相比，本发明上述实施例的有机固废低焦油气化热电联供的方法可以具有以下优点：1、采用双氧化层固定床气化炉，通过炉顶、中段和炉底的进气及布风在炉体反应区实现双氧化层，结合了顺流式和逆流式固定床反应器的优点，使得产生的焦油和半焦在炉内充分裂解、气化，在提高气化效率和碳转化率的同时，实现了低焦油气化，并提高了合成气品质，其中，获得的气化灰渣含碳率低于5％，可用于进一步制备陶粒、玻璃体或免烧砖等建材产品；2、煤气降温过程中酚水换热器产生的酚水蒸气和空冷器换热产生的热空气可作为气化所需的气化剂返回至气化炉中，净化后的燃气用于内燃机组燃烧发电，内燃机组的烟气进入余热锅炉中回收余热，合理地利用了燃气的显热和化学能，使能量效率大大提高；3、高温煤气在冷却净化过程中产生的工业废水可循环至酚水蒸发换热器中，用作换热器的循环水，并产生蒸气作为气化剂，使整个工艺过程工业废水产生较少；4、该系统的原料适用性广，尤其适用于秸秆、污泥等均质有机固废或多源有机固废混合挤压成型的均质化RDF。
本发明的附加方面和优点将在下面的描述中部分给出，部分将从下面的描述中变得明显，或通过本发明的实践了解到。
附图说明
本发明的上述和/或附加的方面和优点从结合下面附图对实施例的描述中将变得明显和容易理解，其中：
图1是根据本发明一个实施例的有机固废低焦油气化热电联供系统的结构示意图。
图2是根据本发明再一个实施例的有机固废低焦油气化热电联供系统的结构示意图。
图3是根据本发明又一个实施例的有机固废低焦油气化热电联供系统的结构示意图。
图4是根据本发明实施例的湿法排渣的排渣装置主视图。
图5是根据本发明实施例的湿法排渣的排渣装置俯视图。
具体实施方式
下面详细描述本发明的实施例，所述实施例的示例在附图中示出，其中自始至终相同或类似的标号表示相同或类似的元件或具有相同或类似功能的元件。下面通过参考附图描述的实施例是示例性的，旨在用于解释本发明，而不能理解为对本发明的限制。
在本发明的描述中，需要理解的是，术语“中心”、“厚度”、“上”、“下”、“水平”、“顶”、“底”、“内”、“外”、“周向”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本发明的限制。此外，术语“第一”、“第二”仅用于描述目的，而不能理解为指示或暗示相对重要性或者隐含指明所指示的技术特征的数量。在本发明的描述中，“多个”的含义是至少两个，例如两个，三个等，除非另有明确具体的限定。
在本发明中，除非另有明确的规定和限定，“安装”、“相连”、“连接”、“固定”等术语应做广义理解，例如，可以是固定连接，也可以是可拆卸连接，或成一体；可以是机械连接，也可以是电连接；可以是直接相连，也可以通过中间媒介间接相连，可以是两个元件内部的连通或两个元件的相互作用关系，除非另有明确的限定。对于本领域的普通技术人员而言，可以根据具体情况理解上述术语在本发明中的具体含义。气化剂分布调节器
在本发明中，除非另有明确的规定和限定，第一特征在第二特征“上”或“下”可以是第一和第二特征直接接触，或第一和第二特征通过中间媒介间接接触。而且，第一特征在第二特征“之上”、“上方”和“上面”可是第一特征在第二特征正上方或斜上方，或仅仅表示第一特征水平高度高于第二特征。第一特征在第二特征“之下”、“下方”和“下面”可以是第一特征在第二特征正下方或斜下方，或仅仅表示第一特征水平高度小于第二特征。
根据本发明的第一个方面，本发明提出了一种有机固废低焦油气化热电联供系统。根据本发明的实施例，如图1～3所示，该系统包括：双氧化层气化炉100、旋风除尘器200、酚水换热器300、空冷器400、间冷器500、增压机600、脱硫塔700、袋式除尘器800和内燃机组900，其中，双氧化层气化炉100包括进料装置、反应区炉体、炉顶气化剂进气口8、中段气化剂进气口20、炉底气化剂进气口14、煤气出气口11、气化剂分布调节器21和排渣装置。下面参考图1～5对本发明上述实施例的有机固废低焦油气化热电联供系统进行详细描述。
双氧化层气化炉100
根据本发明的实施例，进料装置适于向反应区炉体供给有机固废。其中，如图1或2所示，进料装置可以包括至少一个进料通道，每个进料通道由上到下依次布置有进料口6、进料缓冲仓上阀1、进料缓冲仓3、进料缓冲仓下阀4和惰性气体吹扫进气口5，进料缓冲仓3的侧部形成有进料缓冲仓充泄压口2；其中，多个进料通道可以共用一个进料口，惰性气体吹扫进气口适于向进料装置下方吹扫惰性气体，进料缓冲仓充泄压口适于对进料缓冲仓进行充压或泄压，以方便有机固废进入缓冲仓或控制缓冲仓内压力与反应区炉体内的压力一致从而方便有机固废进入炉腔；另外，进料缓冲仓上阀和进料缓冲仓下阀可交替使用，当有机固废进入进料缓冲仓时，可使进料缓冲仓上阀打开，进料缓冲仓下阀关闭；当进料缓冲仓中的有机固废供给至炉腔时，可使进料缓冲仓上阀关闭，进料缓冲仓下阀打开。
根据本发明的一个具体实施例，如图1所示，在单通道进料装置中，进料口可以为上宽下窄的圆锥形进料口，下部焊接有圆形法兰。进料口下部为进料缓冲仓上阀，通过法兰进行连接，进料缓冲仓上阀下部炉体为进料缓冲仓，进料缓冲仓下部为进料缓冲仓下阀，进料缓冲仓上阀、进料缓冲仓、进料缓冲仓下阀之间通过法兰连接，进料缓冲仓是上下窄中间宽的圆柱形结构，进料缓冲仓侧边设有进料缓冲仓充泄压口，进料缓冲仓充泄压口水平布置。
根据本发明的再一个具体实施例，发明人发现，气化炉通过加压气化的方法能够提高气化强度和气化效率，但是单位时间内物料的处理量受限于进料口阀门直径以及间歇式的充泄压，无法实现处理量的提升，同时单通道进料充泄压过程会带来大量含尘烟气通过充泄压口排出，为此，如图2所示，可以优选进料装置包括两个进料通道a和b，两个进料通道a和b的进料缓冲仓3之间可以设有连通阀门19，在双通道进料装置中，进料缓冲仓为两个，对应的进料缓冲仓上阀、进料缓冲仓下阀和惰性气体吹扫进气口均有两个，进料口底部有两个圆锥形出料口，分别与两个进料缓冲仓上阀通过法兰进行连接，进料缓冲仓下阀下部为进料缓冲仓，通过法兰进行连接，进料缓冲仓之间存在进料缓冲仓气体通道，并通过连通阀门控制开闭；两个进料缓冲仓侧边各有一个进料缓冲仓充泄压孔；进料缓冲仓下部为进料缓冲仓下阀通过法兰进行连接；进料缓冲仓下阀为接入过渡仓的通道，惰性气体吹扫进气口位于进料缓冲仓下阀下部通道上，水平布置。通过连通阀门和两个进料通道中进料缓冲仓上阀、进料缓冲仓下阀的组合使用，不仅可以解决单通道进料充泄压过程会带来大量含尘烟气的问题，还可以提高单位时间内供给至炉腔中的有机固废供给量，解决进料量受限的问题。
根据本发明的实施例，反应区炉体设在进料装置下方，反应区炉体包括炉壁22和由炉壁形成的炉腔23，炉腔23上段设有布料装置9、中段设有套筒10、底部设有炉篦13，套筒9与炉壁22之间形成有环形空腔24，套筒10上部为上宽下窄结构且套筒10的上端止抵于炉壁22。炉顶气化剂进气口8设在炉壁22的上部和/或顶部上，并延伸至炉腔23内；中段气化剂进气口20设在炉壁22的中部且高于套筒10所在区域布置，并延伸至炉腔23内；炉底气化剂进气口14设在炉壁22的下部且位于炉篦13的下方，例如可以设在炉壁22的底壁上或侧壁下端，炉底气化剂进气口22可延伸至炉腔23内并与炉篦13的下部连通。煤气出气口11设在炉壁22的中部且位于环形空腔24所在的区域内。气化剂分布调节器21可上下移动地设在炉底气化剂进气口14的出口端，且位于炉篦21形成的空腔内，气化剂分布调节器用于调节炉篦内气化剂的分布。由此，不仅可以实现气化剂的多级供应，还可通过精准稳定的多级氧化实现双氧化层的稳定控制，使燃气中的焦油充分裂解，从而提高获得的煤气品质并降低灰渣含碳量；另外，还可通过调节不同位置气化剂的供应量、中段气化剂进气口的位置来应对不同挥发份含量和固定碳含量的含碳有机固体的气化需求；利用炉篦气化剂分布调节器能够更好的适应炉底气化剂进气口小流量情况下的均匀布气，以满足气化炉小负荷运行条件下炉内布风的均匀；炉壁与套筒之间形成的环形空腔能够实现燃气(即煤气)内颗粒物的沉降，从而有效降低燃气产品中颗粒物的含量，同时因环形空腔内不存在碳层高温反应，燃气经环形空腔导出时还可以达到降温的效果；上段顺流和下段逆流的气体流动方式因气化炉两段为气化剂，故能够避免顶部进料口燃气泄漏，这是传统气化炉不具有的优势；再者，套筒上部为上宽下窄结构且套筒上端止抵于炉壁的结构不仅便于套筒和炉壁的相对固定，还可以在环形空腔顶部形成密封结构，从而可以更好的实现燃气与颗粒物的分离，避免燃气输出携带过多的颗粒物；优选地，可在套筒及套筒上部区域的炉壁外侧形成水冷壁结构，由此不仅更有利于干馏半焦沿套筒内壁下落，避免出现因炉壁高温而导致部分有机固废在炉壁上结焦挂焦的现象，还能使燃气在通过环形空腔内向外导出的过程中达到更好的降温效果。该套筒式双氧化层固定床气化炉可适用于焦油含量高的有机固废处理。
根据本发明的实施例，可以利用炉顶气化剂进气口、中段气化剂进气口和炉底气化剂进气口向反应区炉体供给气化剂，将反应区炉体由上至下分为干燥层、干馏层、上氧化层、还原层、下氧化层和灰渣层，使有机固废发生气化反应，得到可燃气和灰渣，可燃气通过套筒与炉壁之间的环形空腔排出反应区炉体，其中，可燃气可以为煤气。其中，反应区炉体内可存在0～10MPa的压力，例如可以为0～3MPa，进气口的气化剂压力也可在0～10MPa，例如0～3MPa，该压力可以为压力仪表测量得到的相对压力。另外，通过各级气化剂进气量的控制，可以使干燥层、干馏层、上氧化层位于套筒上方，使下氧化层和灰渣层位于套筒下方，使整个套筒区域均处于还原层内。具体地，有机固废进入双氧化层气化炉之后在炉顶、中段和炉底气化剂共同作用下，在气化炉内形成双氧化层，分别发生干燥、热解、氧化、气化、氧化反应；物料在干燥层脱出水分后，在干馏层释放挥发分，产生的焦油进入到上氧化层与氧气充分反应释放CO2和H2O并释放热量，热解产生的半焦与氧气发生部分氧化反应后进入还原层与生成的CO2和H2O或气化剂反应释放以H2和CO为主的合成气，还原层未反应完全的半焦和焦油在下段氧化层中与底部气化剂充分反应，气化产生的燃气(统称为煤气)从套筒环形空腔逸出从煤气出气口排出。
根据本发明的一个具体实施例，可以包括多个炉顶气化剂进气口8，如图1或2所示，多个炉顶气化剂进气口8可以在炉壁22侧壁的上部和/或炉壁22的顶部上均匀布置。进一步地，如图2所示，炉壁22的顶部可以设有过渡仓7，炉壁22的顶部通过过渡仓7与进料装置相连，过渡仓7与炉腔23连通且过渡仓7的侧壁上可以布置有炉顶气化剂进气口，其中，过渡仓7上设置的炉顶气化剂进气口可以沿过渡仓的周向对称布置，进料通道的出料端可以与过渡仓7连通并位于炉顶气化剂进气口的上方，例如进料缓冲仓下阀连接有接入过渡仓的出料通道，惰性气体吹扫进气口可位于该出料通道上，利用过渡仓区域形成的空腔以及多个炉顶气化剂进气口可实现炉体顶部的均匀布风。
根据本发明的再一个具体实施例，可以包括一个或多个中段气化剂进气口20，多个中段气化剂进气口20可以沿炉壁22的周向均匀、水平布置，其中中段气化剂进气口可以用于调控上氧化层位置，避免出现上氧化层过高或者过低问题，优选使上氧化层位于套筒上方。
根据本发明的又一个具体实施例，可以包括一个或多个煤气出气口11，考虑到煤气出气口较多时会导致气化炉的结构更加复杂，可以优选设置一个煤气出气口；为避免炉型结构过于复杂，当设置多个煤气出气口时，可优选煤气出气口的个数为2或3，此时可使多个煤气出气口11沿炉壁22的周向均匀、水平布置，由此能够有效实现均匀出气，避免单侧出气口造成的炉层反应不均匀问题。
根据本发明的又一个具体实施例，套筒10上端距离进料缓冲仓下阀4的高度与反应区炉体总高度的比值可以为(0.4～0.8)：1，套筒10下端距离炉篦13顶部的高度与反应区炉体总高度的比值可以为(0.2～0.6)：1，套筒10的高度与反应区炉体内径的比值可以为(0.2～0.6)：1。由此，不仅可以保证套筒与炉壁之间形成的环形空腔具有足够的高度，从而进一步有利于对可燃气产品进行降温，并给可燃气中的颗粒物提供了充足的沉降空间，减少可燃气中的颗粒物；还能使氧化层产生的二氧化碳与还原段的碳层反应生成所需要的一氧化碳，通过控制套筒端部与炉篦之间为上述距离范围可以使二氧化碳和碳层具有合理的反应接触时间。
根据本发明的又一个具体实施例，环形空腔24的最大厚度与反应区炉体内径的比值可以为(0.1～0.3)：1，发明人发现，若环形空腔的厚度过大，会降低炉内的反应空间，导致气化炉处理能力显著降低，而若环形空腔的厚度过小，既不利于颗粒物的沉降，也不利于工作人员对套筒进行检修，而通过控制环形空腔为上述厚度范围，既能同时兼顾气化炉的处理能力与燃气中颗粒物的沉降效果，避免出现因气流量较大时灰渣上浮影响燃气品质的问题，还便于实现套筒的安装及检修；另外，反应区炉体的内径可以为0.3～8m，本领域技术人员可以根据实际需要进行选择。需要说明的是，套筒10包括直径上宽下窄的上部筒体和直径上下一致的下部筒体，环形空腔的最大厚度指的是套筒下部筒体对应的环形空腔的厚度。
根据本发明的又一个具体实施例，炉壁22的外侧为可以膜式水冷壁，膜式水冷壁可与上端炉体顶端通过法兰连接，膜式水冷壁可以为盘管式也可以为列管式；也可以为夹套水冷壁，由此既可以避免炉内高温向外界辐射，还避免炉内壁发生结渣现象，使炉体运行更稳定；另外，为避免水夹套的方式出现鼓包问题，膜式水冷壁可以优选为盘管式或列管式。
根据本发明的又一个具体实施例，反应区炉体可以为圆柱体形状，进料装置/过渡仓正下方的炉腔内安置有布料装置，反应区炉体的内径0.3～8.0m。如图1所示，进料缓冲仓下部的炉体顶部水平布置有惰性气体吹扫进气口，惰性气体吹扫进气口下部的炉体顶壁或侧壁上方区域设有一个以上炉顶气化剂进气口，多个炉顶气化剂进气口位于侧边时沿周向均匀布置，位于顶部时环形均匀布置，通过多个炉顶气化剂进气口和气化炉体顶部内空腔区实现均匀布气；或者，如图2所示，进料缓冲仓下阀下部为接入过渡仓的通道，进料缓冲仓下阀下部通道上水平布置有惰性气体吹扫进气口，过渡仓的侧壁上设有多个炉顶气化剂进气口，多个炉顶气化剂进气口沿周向均匀或对称布置。通过多个炉顶气化剂进气口、进料缓冲仓内的空腔区域和/或过渡仓空腔实现均匀布风，所通气化剂为水蒸气、二氧化碳、空气、富氧(氧气浓度21％～100％)以及这四种气体不同比例的混合气体。其中，套筒可通过与炉内壁焊接的方式固定，套筒上方区域布置有中段气化剂进气口，该中段气化剂进气口布置数量为一个至多个。
根据本发明的实施例，排渣装置可以设在反应区炉体的下方或侧下方，用于通过干法中心排渣或干法侧排渣的方式将灰渣排出反应区炉体，也可通过湿法排渣的方式将将灰渣排出反应区炉体。另外，根据本发明的实施例，炉篦13可以可旋转设置，炉篦13上可以形成有布风口，由此可进一步实现炉底进风的均匀布风。进一步地，炉篦13下端设有炉底气化剂进气口14与炉篦13连通，炉篦13正下方或侧下方为排灰通道，炉底气化剂进气口14可通过位于正下方或侧下方的管道与外部气源连接；炉篦13上分布有布气口实现炉底气化剂的均匀布气，所通气化剂为水蒸气、二氧化碳、空气、富氧(氧气浓度21～100v％)以及这四种气体不同比例的混合气体。
根据本发明的一个具体实施例，如图1或2所示，排渣装置由上至下可以依次包括渣仓上阀15、渣仓16和渣仓下阀17，渣仓16的侧部可以设有渣仓充泄压口18。其中，反应器炉体出渣口下方为渣仓上阀，炉体底部与渣仓通过法兰连接，渣仓上阀和渣仓之间通过法兰连接，渣仓为上下窄中间宽的圆柱形结构，用于对灰渣进行收集，渣仓下阀与渣仓通过法兰连接。进一步地，炉篦13上或炉篦13两侧的炉壁22底部可焊接有刮刀25对灰渣进行破碎。例如，如图1所示，排渣方式可以为干法中心排渣，此时炉壁22的下部可以呈倒锥形结构，炉壁22上与炉篦13对应的区域可以设有用于破碎灰渣的刮刀25，倒锥形结构的底部形成有出渣口，出渣口与排渣装置相连，由此，炉篦可以通过电机带动旋转，将上方灰渣层的灰渣由刮刀实现灰渣的破碎，避免大块的灰渣堵塞，灰渣由炉篦破碎后沿下方的中心通过炉篦下方的中心出渣口在重力作用下进入排渣装置。或者，如图2所示，排渣方式可以为干法侧排渣，炉篦13上可以设有用于破碎灰渣的刮刀25，炉壁22下部的侧壁上可以形成有出渣口，出渣口与排渣装置相连，由此，炉篦可通过电机带动旋转，炉篦上带有的刮刀可以实现灰渣的破碎，避免大块的灰渣堵塞，灰渣由炉篦破碎后通过侧方的出渣口通过旋转挤压进入排渣装置。
根据本发明的再一个具体实施例，如图3～5所示，排渣方式可以为湿排渣，排渣装置可以设在水中且位于反应区炉体的下方，排渣装置可以包括灰盘26、碎渣圈27、炉篦支撑件28和第一灰刀29，灰盘26设置在炉篦13的下方，碎渣圈27呈环状与上部炉壁焊接在一起且套设在灰盘26内，炉篦支撑件28设置在炉篦13的下方且位于碎渣圈27内，呈犁形第一灰刀29设置灰盘26的内侧壁上。进一步地，如图5所示，排渣装置还包括第二灰刀30和破渣块31，第二灰刀30设在炉篦支撑件28的底部，破渣块31设置在炉篦支撑件28的侧壁上，由此，更好地破碎灰渣。需要说明的是，第一灰刀指的是大灰刀，第二灰刀指的是小灰刀。具体地，灰渣由反应区炉体排出进入灰盘26中，灰盘26中的灰渣在碎渣圈27、炉篦支撑件28、第二灰刀30和破渣块31的共同的挤压破碎作用下同时伴随着炉篦支撑件28的旋转对灰渣进行破碎，破碎的灰渣沿着第一灰刀的方向排出灰盘。由此，灰盘与碎渣圈共同组成灰盘水封，由于炉内存在一定压力，把灰盘内的水挤压到一定高度实现有压液封，当炉内压力过大时气体会从水中冒出从而安全泄压，采用灰盘液封湿法排渣的方式能够有效的控制炉内的正压状态，降低气化炉的安全隐患。
旋风除尘器200、酚水换热器300、空冷器400和间冷器500
根据本发明的实施例，如图1～3所示，旋风除尘器200包括粗煤气进口210、固体颗粒出口和除尘煤气出口220，粗煤气进口210与煤气出气口11相连；酚水换热器300包括酚水进口310、酚水蒸气出口320、高温煤气进口330和换热后煤气出口340，高温煤气进口330与除尘煤气出口220相连；空冷器400包括换热后煤气进口410、低温空气进口、高温空气出口和空冷煤气出口420，换热后煤气进口410与换热后煤气出口340相连；间冷器500包括空冷煤气进口510、冷却水进口、中温水出口520和间冷煤气出口530，空冷煤气进口510与空冷煤气出口420相连。由此，可以利用旋风分离器对气化炉输出的粗煤气进行初步除尘，并依次利用酚水换热器、空冷器和间冷器对初步除尘后的煤气进行逐级冷却。
根据本发明的一个具体实施例，空冷器400上可以设有第一酚水出口(未示出)，间冷器500上可以设有第二酚水出口(未示出)，第一酚水出口和/或第二酚水出口可以与酚水换热器200的酚水进口310相连，优选地，酚水蒸气出口320与炉顶气化剂进气口8、中段气化剂进气口20、炉底气化剂进气口14中的至少之一相连。由此，在酚水换热器中对煤气进行降温的同时，可以使气化炉运行过程中产生的酚水汽化形成酚水蒸汽，并作为参与气化反应的气化剂，从而可以不仅可以使整个工艺过程的工业废水产生减少，还可以省去酚水的后处理工艺，实现废水的资源化利用。
根据本发明的再一个具体实施例，空冷器400的高温空气出口可以与炉顶气化剂进气口8、中段气化剂进气口20、炉底气化剂进气口14中的至少之一相连，由此可以利用煤气的余热对空气进行预热来提高气化剂的入炉温度，从而既能实现热量的充分利用，又能提高炉内气化反应的稳定性及反应效率。
根据本发明的又一个具体实施例，间冷器500的中温水出口与酚水换热器200的酚水进口310相连，由此既能提高水的循环利用率，还能提高水蒸气的生成效率，为气化反应提供更多的气化剂。进一步地，基于同样的理由，膜式水冷壁或夹套水冷壁的出水口也可以与酚水换热器200的酚水进口310相连。
增压机600、脱硫塔700、袋式除尘器800和内燃机组900
根据本发明的实施例，增压机600包括间冷煤气进口610和加压煤气出口620，间冷煤气进口610与间冷煤气出口530相连；脱硫塔700下部设有加压煤气进口710和脱硫液出口、上部设有脱硫液进口和脱硫煤气出口720，加压煤气进口710与加压煤气出口620相连；袋式除尘器800包括脱硫煤气进口810和净化后煤气出口820，脱硫煤气进口810与脱硫煤气出口720相连；内燃机组900包括燃料入口910和高温烟气出口920，燃料入口910通过煤气缓冲罐940与净化后煤气出口820相连，高温烟气出口920与余热锅炉950相连，内燃机组900的电能输出端930与电网相连。由此，可以使降温后的煤气在增压机的作用下加压，随后进入脱硫塔脱除煤气中的含硫气体，其中脱硫塔可以采用PDS法脱硫工艺，以碳酸钠(Na2CO3)为碱源、PDS为催化剂，同时脱除煤气中的无机硫和有机硫；之后将脱硫煤气经袋式除尘器再次除尘后经过缓冲罐供给至内燃机组，使煤气在发电机组内部混合空气燃烧做功，驱动主轴高速转动，主轴再带动发电机进行发电，内燃机组燃烧产生的高温烟气(可达到550℃左右)进入余热锅炉进行热交换，余热可进行二次利用，由此实现热电联供。其中，有机固废低焦油气化产生的粗煤气经降温、除尘、脱硫等一系列处理后，可使净化后煤气的温度不高于40℃、焦油和灰尘总含量不超过50mg/Nm3。
根据本发明的一个具体实施例，脱硫塔700上部还可以设有除雾器730，且除雾器730位于脱硫煤气出口下方，由此可以进一步去除脱硫燃气中的水雾和灰尘。
根据本发明的再一个具体实施例，余热锅炉的预热空气出口和/或水蒸气出口可以与炉顶气化剂进气口8、中段气化剂进气口20、炉底气化剂进气口14中的至少之一相连，由此可以进一步利用余热锅炉产生的高温空气和水蒸气作为气化反应的气化剂使用，实现煤气显热的合理利用。
根据本发明的又一个具体实施例，有机固废低焦油气化热电联供系统可以进一步包括循环水箱350和/或气化剂缓冲罐(未示出)，间冷器500的中温水出口520和/或酚水蒸气出口320可以与循环水箱的进水口相连，酚水进口310与循环水箱的出水口相连，使中温水、酚水蒸气的冷却水或二者混合后供给至酚水换热器；酚水蒸气出口320、空冷器400的高温空气出口、余热锅炉的预热空气出口和/或水蒸气出口中至少之一可以与气化剂缓冲罐的进气口相连，炉顶气化剂进气口8、中段气化剂进气口20、炉底气化剂进气口14中至少之一与气化剂缓冲罐的出气口相连，由此可以使各种气化剂在缓冲罐中充分混合稳压后在供给至气化炉使用，从而能够进一步提高炉内反应的稳定性。
根据本发明的实施例，发明人发现，有机固废除了气化炉以外，实现发电的方式也是关键，气化产出的燃气可直接进入燃气锅炉产生蒸汽再驱动蒸汽轮机发电，也可以净化后输送到燃气轮机机组燃烧发电，或者净化后通入内燃机组进行发电，但在发电规模和投资成本上，三种热电联供工艺分别对应于大规模、中等规模和小规模发电，本发明中采用的内燃机组的发电功率范围在5kW到18000kW之间，更适合作为均质化有机固废低焦油气化热电联供的动力设备。
综上所述，与现有技术相比，本发明上述实施例的有机固废低焦油气化热电联供系统可以具有以下优点：1、采用双氧化层气化炉，通过炉顶气化剂进气口、中段气化剂进气口和炉底气化剂进气口的设置，可实现气化剂多级供应，进而可通过精准稳定的多级氧化实现氧化层的稳定控制，使燃气中的焦油充分裂解，从而既提高了获得的可燃气的品质，又保证了炉渣灰渣较低的含碳量；可通过调节不同位置气化剂的供应量、中段气化剂进气口的位置来应对不同挥发份含量和固定碳含量的含碳有机固体的气化需求；炉篦气化剂分布调节器能够更好的适应炉底气化剂进气口小流量情况下的均匀布气；炉壁与套筒之间形成的环形空腔能够实现燃气内颗粒物的沉降，从而有效降低颗粒物含量，同时环形空腔区域具有较高热量，煤气出气口燃气温度较高，更适合进行二次燃烧；惰性气体吹扫进气口、进料缓冲仓和渣仓的充卸压设计能够有效保证气化炉运行的安全性；上段顺流和下段逆流的气体流动方式能够避免顶部进料口燃气泄漏。由此，可以结合顺流式和逆流式固定床反应器的优点，使得产生的焦油和半焦在炉内充分裂解、气化，在提高气化效率和碳转化率的同时，实现低焦油气化并提高合成气品质，其中，获得的气化灰渣含碳率低于5％，可用于进一步制备陶粒、玻璃体或免烧砖等建材产品；2、煤气降温过程中酚水换热器产生的酚水蒸气和空冷器换热产生的热空气可作为气化所需的气化剂返回至气化炉中，净化后的燃气用于内燃机组燃烧发电，内燃机组的烟气进入余热锅炉中回收余热，合理地利用了燃气的显热和化学能，使能量效率大大提高；3、高温煤气在冷却净化过程中产生的工业废水可循环至酚水蒸发换热器中，用作换热器的循环水，并产生蒸气作为气化剂，使整个工艺过程工业废水产生较少；4、该系统的原料适用性广，尤其适用于秸秆、污泥等均质有机固废或多源有机固废混合挤压成型的均质化RDF。
根据本发明的第二个方面，本发明提出了一种采用上述有机固废低焦油气化热电联供系统实施有机固废低焦油气化热电联供的方法。根据本发明的实施例，该方法包括：(1)将有机固废供给至双氧化层气化炉进行低焦油气化处理，以便得到粗煤气；(2)将粗煤气供给至旋风除尘器进行除尘处理，以便得到除尘煤气；(3)将除尘煤气供给至酚水换热器进行换热，以便得到换热后煤气；(4)将换热后煤气依次供给至空冷器和间冷器进行降温，以便得到间冷煤气；(5)将间冷煤气供给至增压机进行加压处理，以便得到加压煤气；(6)将加压煤气供给至脱硫塔进行脱硫处理，以便得到脱硫煤气；(7)将脱硫煤气供给至袋式除尘器进行再次除尘处理，以便得到净化后煤气；(8)将净化后煤气供给至内燃机组进行燃烧发电，并将燃烧发电产生的高温烟气供给至余热锅炉进行余热回收。下面对该有机固废低焦油气化热电联供的方法进行详细描述。
根据本发明的一个具体实施例，步骤(1)可以进一步包括：通过进料装置向反应区炉体供给有机固废，通过惰性气体吹扫进气口向进料装置下方吹扫惰性气体；通过炉顶气化剂进气口、中段气化剂进气口和炉底气化剂进气口向反应区炉体供给气化剂，将反应区炉体由上至下分为干燥层、干馏层、上氧化层、还原层、下氧化层和灰渣层；使有机固废发生气化反应，得到可燃气和灰渣；使可燃气通过套筒与炉壁之间的环形空腔排出反应区炉体；利用排渣装置将灰渣排出反应区炉体，由此实现有机固废的低焦油气化。
根据本发明的再一个具体实施例，步骤(3)可以进一步包括：将酚水换热器产生的酚水蒸气作为气化剂供给至双氧化层气化炉，由此可以不仅可以使整个工艺过程的工业废水产生减少，还可以省去酚水的后处理工艺，实现废水的资源化利用；步骤(4)可以进一步包括：将空冷器和/或间冷器产生的酚水供给至酚水换热器、将空冷器产生的高温空气作为气化剂供给至双氧化层气化炉、将间冷器产生的中温水供给至酚水换热器。由此，在利用酚水换热器对煤气进行降温的同时，可以使气化炉运行过程中产生的酚水汽化形成酚水蒸汽，并作为参与气化反应的气化剂，从而可以不仅可以使整个工艺过程的工业废水产生减少，还可以省去酚水的后处理工艺，实现废水的资源化利用。
根据本发明的又一个具体实施例，可以将余热锅炉产生的预热空气和/或水蒸气作为气化剂供给至双氧化层气化炉，由此可以进一步利用余热锅炉产生的高温空气和水蒸气作为气化反应的气化剂使用，实现煤气显热的合理利用。
根据本发明的具体实施例，步骤(1)中，反应区炉体内可存在压力，压力范围可以为0～10Mpa，例如可以为0～3MPa、0.1MPa、1MPa、2MPa、3MPa、4MPa、5MPa、6MPa、7MPa、8MPa、9MPa、10MPa等。通过对气化炉进行加压，可以进一步提高有机固废的气化强度和气化效率。
根据本发明的具体实施例，步骤(1)中，气化炉采用的气化剂可以包括选自水蒸气、二氧化碳、空气和富氧中的至少之一，其中富氧中氧气的含量为21～100v％，以便促使有机固废发生部分氧化实现自供热，同时尽可能地使有机组分断裂成不可凝小分子气体，得到可燃气。
根据本发明的一个具体实施例，步骤(1)中，气化剂可以为水蒸气和富氧的混合气，水蒸气的质量与富氧中氧气体积的比值可以为0～8.0Kg/Nm3，例如可以为0Kg/Nm3、0.1Kg/Nm3、0.5Kg/Nm3、1.0Kg/Nm3、2.0Kg/Nm3、3.0Kg/Nm3、4.0Kg/Nm3、5.0Kg/Nm3、6.0Kg/Nm3、7.0Kg/Nm3、8.0Kg/Nm3等。发明人发现，当气化剂采用水蒸气和富氧的混合气时，通过控制水蒸气的质量与富氧中氧气体积的比值为上述范围，可以使不同灰熔点的物料气化温度维持在灰渣的软化点温度以下，防止灰渣结渣影响气化炉正常运行。优选地，水蒸气的质量与富氧中氧气体积的比值可以设置为1.0～6.0Kg/Nm3。更优选地，气化压力设置为100KPa时，水蒸气的质量与富氧中氧气体积的比值可设置为约2.0Kg/Nm3；气化压力设置为2MPa时，水蒸气的质量与富氧中氧气体积的比值可设置为约5.0Kg/Nm3。如果水蒸气的质量与富氧中氧气体积的比值过大，则可能使气化反应温度降低，造成煤气中有效组分一氧化碳和氢气等组分含量降低，煤气热值降低。如果水蒸气的质量与富氧中氧气体积的比值过小，则可能使气化反应温度升高使氧化层温度高于灰渣的软化点温度，使灰渣结渣气化炉不能正常运行。
根据本发明的再一个具体实施例，步骤(1)中，气化剂可以为水蒸气和空气的混合气，气化剂的温度可以为40～70℃，例如可以为40℃、50℃、60℃或70℃等，发明人发现，当气化剂采用水蒸气和空气的混合气时，通过控制气化剂的温度在上述范围，可以使空气带入适量的水蒸汽进入气化炉的氧化还原层发生碳与水蒸汽的水煤气反应，生成一氧化碳和氢气。如果气化剂的温度过低，则可能带入的水蒸汽量较少，使氧化层温度过高，若高于灰渣的软化点温度时候就，会造成严重的结渣现象，影响气化炉正常运行；如果气化剂的温度过高，则可能带入的水蒸汽量过小多，反应温度过低，导致煤气品质降低。
根据本发明的又一个具体实施例，步骤(1)中，气化剂可以为二氧化碳和富氧的混合气，二氧化碳的质量与富氧中氧气体积的比值可以为0～19.5Kg/Nm3，例如可以为0Kg/Nm3、0.1Kg/Nm3、0.5Kg/Nm3、1.0Kg/Nm3、2.0Kg/Nm3、3.0Kg/Nm3、5.0Kg/Nm3、8.0Kg/Nm3、10.0Kg/Nm3、12.0Kg/Nm3、15.0Kg/Nm3、16.0Kg/Nm3、18.0Kg/Nm3、19.5Kg/Nm3等。发明人发现，当气化剂采用二氧化碳和富氧的混合气时，通过控制二氧化碳的质量与富氧中氧气体积的比值为上述范围，可以使二氧化碳和碳发生还原反应生成一氧化碳，并吸收反应层热量，使反应层温度维持在合理范围内，保持煤气品质及灰渣不结渣。优选地，二氧化碳的质量与富氧中氧气体积的比值可设置为1.0～15.0Kg/Nm3。更优选地，气化压力设置为100KPa时，二氧化碳的质量与富氧中氧气体积的比值可设置为约6.0Kg/Nm3；气化压力设置为2MPa时，水二氧化碳的质量与富氧中氧气体积的比值可设置为约14.0Kg/Nm3。如果二氧化碳的质量与富氧中氧气的体积之比过大，则可能反应层温度降低过大，导致煤气品质较差。
根据本发明的具体实施例，步骤(1)中，炉顶气化剂进气口和中段气化剂进气口的进气量可以为气化剂总进气量的30～90％(例如可以为30％、40％、50％、60％、70％、80％、90％等)，炉底气化剂进气口的进气量可以为气化剂总进气量的10～70％(例如10％、20％、30％、40％、50％、60％、70％等)，炉顶气化剂进气口与中段气化剂进气口的进气量比例可以为(70～90％)：(10～30％)，例如可以为70/30、80/20、90/10、75/25、85/15等。通过控制气化炉各进气口的气化剂进气量在上述范围，可以使上氧化层中产生焦油的挥发分直接被气化剂中的氧气氧化成煤气，避免焦油的产生，同时下氧化层中的碳被气化剂中的氧气氧化及水煤气反应生成煤气。
根据本发明的具体实施例，步骤(1)中，干燥层与干馏层的温度可以为200～600℃(例如可以为200℃、250℃、300℃、350℃、400℃、450℃、500℃、550℃、600℃等)，上氧化层的温度可以为600～1200℃(例如可以为600℃、700℃、800℃、900℃、1000℃、1100℃、1200℃等)，还原层的温度为600～900℃(例如可以为600℃、650℃、700℃、750℃、800℃、850℃、900℃等)，下氧化层的温度为600～1100℃(例如可以为600℃、700℃、800℃、900℃、1000℃、1100℃等)，灰渣层的温度可以为200～600℃(例如可以为200℃、250℃、300℃、350℃、400℃、450℃、500℃、550℃、600℃等)；环形空腔内的温度可以为200～800℃(例如可以为200℃、300℃、400℃、500℃、600℃、700℃、800℃等)。通过控制气化炉中各反应区域的温度在上述范围，可以使氧化层反应层维持合理的反应温度，保证煤气品质，同时使灰渣反应温度低于软化点，不发生结渣。
根据本发明的实施例，有机固废低焦油气化热电联供的方法还可以满足以下条件的至少之一：步骤(3)中，可以利用酚水换热器将煤气温度降温至不大于230℃；步骤(4)中，可以利用空气器将煤气温度降温至70～90℃、利用间冷器将煤气温度降温至30～40℃；步骤(5)中，利用增压机使煤气压力提升至0.8～3MPa，例如提升至1.2MPa、1.4MPa、1.6MPa、1.8MPa、2.0MPa、2.2MPa、2.4MPa、2.6MPa、2.8MPa或3.0MPa等，由此可以使加压煤气与脱硫液逆向接触脱硫时具有适宜的接触时间，达到更好的脱硫效果；步骤(6)中，煤气在脱硫塔中与脱硫液逆向接触，溶解硫化物和其他少量酸性物质后气相排出，其中脱硫液可以由PDS催化剂(酞菁钴磺酸盐系化合物的混合物)、碱(例如碳酸钠Na2CO3或氨NH3)和助催化剂组成，由此实现加压煤气的脱硫处理；进一步地，步骤(6)还可以利用除雾器除去脱硫煤气中的水雾和灰尘；步骤(7)中，净化后煤气的温度不高于40℃，煤气中焦油和灰尘的总含量不高于50mg/Nm3。
综上所述，与现有技术相比，本发明上述实施例的有机固废低焦油气化热电联供的方法可以具有以下优点：1、采用双氧化层固定床气化炉，通过炉顶、中段和炉底的进气及布风在炉体反应区实现双氧化层，结合了顺流式和逆流式固定床反应器的优点，使得产生的焦油和半焦在炉内充分裂解、气化，在提高气化效率和碳转化率的同时，实现了低焦油气化，并提高了合成气品质，其中，获得的气化灰渣含碳率低于5％，可用于进一步制备陶粒、玻璃体或免烧砖等建材产品；2、煤气降温过程中酚水换热器产生的酚水蒸气和空冷器换热产生的热空气可作为气化所需的气化剂返回至气化炉中，净化后的燃气用于内燃机组燃烧发电，内燃机组的烟气进入余热锅炉中回收余热，合理地利用了燃气的显热和化学能，使能量效率大大提高；3、高温煤气在冷却净化过程中产生的工业废水可循环至酚水蒸发换热器中，用作换热器的循环水，并产生蒸气作为气化剂，使整个工艺过程工业废水产生较少；4、该系统的原料适用性广，尤其适用于秸秆、污泥等均质有机固废或多源有机固废混合挤压成型的均质化RDF。需要说明的是，针对上述有机固废低焦油气化热电联供系统所描述的特征及效果同样适用于该有机固废低焦油气化热电联供的方法，此处不再一一赘述。
下面参考具体实施例，对本发明进行描述，需要说明的是，这些实施例仅仅是描述性的，而不以任何方式限制本发明。
实施例1
有机固废低焦油气化热电联供系统如图1所示，包括双氧化层气化炉100、旋风除尘器200、酚水换热器300、空冷器400、间冷器500、增压机600、脱硫塔700、袋式除尘器800和内燃机组900等。
均质有机固废或成型RDF经过干燥等预处理后输送至进料装置，经进料缓冲仓进入到气化炉炉膛内；在进料过程中，物料进入进料缓冲仓时，进料缓冲仓上阀开启、进料缓冲仓下阀关闭，由进料缓冲仓进入到过渡仓时，进料缓冲仓上阀关闭、进料缓冲仓下阀开启。物料进入气化炉中后经布料装置9均匀分布在气化炉内，在炉膛内自上而下分别形成干燥层、干馏层、上氧化层、还原层、下氧化层，在炉顶和炉底分别还有物料缓冲层和灰渣层；炉体顶部、中段和底部分别设有炉顶气化剂进气口、中段气化剂进气口和炉底气化剂进气口，物料进入气化炉中参与反应，分别经干燥、热裂解、氧化、还原、氧化过程，未反应完全的焦油和半焦在下氧化层与底部上来的气化剂充分反应，灰渣进入炉篦13上方，炉篦13在电机作用下转动，通过刮刀将灰渣层中的灰渣破碎，在炉篦底部刮刀的作用下进入渣仓中。煤气出气口11位于气化炉炉体中部的套筒结构处，与环形空腔水平相连，气化产生的燃气(即煤气)从环形空腔逸出从煤气出气口11排出，该环形空腔能够实现均匀出气，且下层的物料也起到过滤燃气中的颗粒物的作用。其中所采用的气化剂包括但不限于空气、富氧(氧含量大于21％)、二氧化碳、水蒸汽及不同比例的混合气体。
气化生成的高温燃气从煤气出气口11进入到旋风除尘器200中，沿切线方向在器壁自圆筒体呈螺旋形向下朝锥体流动，粉尘在重力和离心力作用下进入旋风除尘器底部，分离粉尘后的旋转气流在筒体内收缩向中心流动，向上形成二次涡流经导气管从旋风除尘器顶部排出。高温除尘燃气随后进入酚水换热器300，燃气显热与酚水换热器内的循环水进行热交换，使得出口燃气温度小于230℃；燃气和循环水分别走酚水换热器的管程和壳程，换热产生的蒸汽可作为气化工艺的气化剂使用。随后燃气经过空冷器400降温至70-90℃左右，换热产生的热空气可作为气化剂返回至气化炉中；再经过间冷器500将燃气温度降低至30-40℃。用于间冷器的软水在壳程内热交换后产生的工业废水流入到循环水箱31中供酚水换热器循环使用，同时最大限度地减少工业废水的外排。
经间冷器降温后的燃气经由增压机600提升压力至0.8-3.0Mpa之间后进入到脱硫塔700中进行变换气脱硫过程。燃气在脱硫塔中与脱硫液逆向接触，溶解硫化物和其他少量酸性物质后气相排出，脱硫液由PDS催化剂(酞菁钴磺酸盐系化合物的混合物)、碱(碳酸钠Na2CO3或氨NH3)和助催化剂组成。在脱硫塔上部脱硫煤气出口下方设置有除雾器，用于分离燃气与碱液接触时可能携带的水汽。脱硫后的燃气从下部进入到布袋除尘器800中，燃气在箱体内通过滤袋将粉尘过滤下来，粉尘由于重力作用沉降至下部箱体(灰斗)中，净化后的燃气从布袋除尘器上部排出。降温净化后的燃气进入缓冲罐940中，此时燃气温度低于40℃、焦油和灰尘总含量低于50mg/Nm3；燃气经缓冲罐进内燃机发电机组900中，与空气混合后在发动机组内燃烧做功，经历进气、压缩、碰撞、排气四个行程，驱动主轴高速转动，主轴再带动发电机进行发电。内燃机组燃烧发电产生的烟气排出至余热锅炉950中，即以热管及高效传热技术为核心的余热回收系统，将排烟温度控制在150℃以下；余热锅炉回收的余热可用于预热空气作为气化剂，或用于产生蒸汽作为气化剂，从而提高气化效率和气化炉的热效率；内燃机组产生的电力可以通过电力入网输送至公共电网并网，也可以输送至电控设备，为系统自用电设备供电。
实施例2
如图2所示，与实施例1区别在于：进料装置选用双进料通道；气化炉采用的排渣方式为侧边干法排渣，即灰渣在炉篦的作用下被旋转至气化炉底部侧边，在刮刀的作用下从侧边进入到渣室后排出。
实施例3
如图3所示，与实施例1区别在于：排渣方式采用湿法灰盘排渣，具体如下：气化灰渣在炉篦、灰盘与碎渣圈共同作用下组成灰盘水封，同时还有刮刀焊接在炉体及碎渣圈上，旋转过程对灰渣进行破碎并进行排渣；由于炉内存在一定压力，把灰盘内的水挤压到一定高度能够实现有压液封，当炉内压力过大时气体会从水中冒出从而安全泄压，避免炉内压强过大产生爆炸的安全隐患。
在本说明书的描述中，参考术语“一个实施例”、“一些实施例”、“示例”、“具体示例”、或“一些示例”等的描述意指结合该实施例或示例描述的具体特征、结构、材料或者特点包含于本发明的至少一个实施例或示例中。在本说明书中，对上述术语的示意性表述不必针对的是相同的实施例或示例。而且，描述的具体特征、结构、材料或者特点可以在任一个或多个实施例或示例中以合适的方式结合。此外，在不相互矛盾的情况下，本领域的技术人员可以将本说明书中描述的不同实施例或示例以及不同实施例或示例的特征进行结合和组合。
尽管上面已经示出和描述了本发明的实施例，可以理解的是，上述实施例是示例性的，不能理解为对本发明的限制，本领域的普通技术人员在本发明的范围内可以对上述实施例进行变化、修改、替换和变型。

Claims (10)

1.一种有机固废低焦油气化热电联供系统，其特征在于，包括：
双氧化层气化炉，所述双氧化层气化炉包括进料装置、反应区炉体、炉顶气化剂进气口、中段气化剂进气口、炉底气化剂进气口、煤气出气口、气化剂分布调节器和排渣装置，其中：
所述反应区炉体设在所述进料装置下方，所述反应区炉体包括炉壁和炉腔，所述炉腔上段设有布料装置、中段设有套筒、底部设有炉篦，所述套筒与所述炉壁之间形成有环形空腔，所述套筒上部为上宽下窄结构且所述套筒的上端止抵于所述炉壁；
所述炉顶气化剂进气口设在所述炉壁的上部和/或顶部上，所述炉顶气化剂进气口延伸至所述炉腔内；
所述中段气化剂进气口设在所述炉壁的中部且高于所述套筒所在区域布置，所述中段气化剂进气口延伸至所述炉腔内；
所述炉底气化剂进气口设在所述炉壁的下部且位于所述炉篦的下方，所述炉底气化剂进气口延伸至所述炉腔内并与所述炉篦的下部连通；
所述煤气出气口设在所述炉壁的中部且位于所述环形空腔所在的区域内；
所述气化剂分布调节器可上下移动地设在所述炉底气化剂进气口的出口端，且位于所述炉篦内；
旋风除尘器，所述旋风除尘器包括粗煤气进口、固体颗粒出口和除尘煤气出口，所述粗煤气进口与所述煤气出气口相连；
酚水换热器，所述酚水换热器包括酚水进口、酚水蒸气出口、高温煤气进口和换热后煤气出口，所述高温煤气进口与所述除尘煤气出口相连；
空冷器，所述空冷器包括换热后煤气进口、低温空气进口、高温空气出口和空冷煤气出口，所述换热后煤气进口与所述换热后煤气出口相连；
间冷器，所述间冷器包括空冷煤气进口、冷却水进口、中温水出口和间冷煤气出口，所述空冷煤气进口与所述空冷煤气出口相连；
增压机，所述增压机包括间冷煤气进口和加压煤气出口，所述间冷煤气进口与所述间冷煤气出口相连；
脱硫塔，所述脱硫塔下部设有加压煤气进口和脱硫液出口、上部设有脱硫液进口和脱硫煤气出口，所述加压煤气进口与所述加压煤气出口相连；
袋式除尘器，所述袋式除尘器包括脱硫煤气进口和净化后煤气出口，所述脱硫煤气进口与所述脱硫煤气出口相连；
内燃机组，所述内燃机组包括燃料入口和高温烟气出口，所述燃料入口通过煤气缓冲罐与净化后煤气出口相连，所述高温烟气出口与余热锅炉相连，所述内燃机组的电能输出端与电网相连。
2.根据权利要求1所述的有机固废低焦油气化热电联供系统，其特征在于，至少满足以下条件之一：
所述空冷器上设有第一酚水出口，所述间冷器上设有第二酚水出口，所述第一酚水出口和/或所述第二酚水出口与所述酚水进口相连；
所述酚水蒸气出口与所述炉顶气化剂进气口、所述中段气化剂进气口、所述炉底气化剂进气口中的至少之一相连；
所述空冷器的高温空气出口与所述炉顶气化剂进气口、所述中段气化剂进气口、所述炉底气化剂进气口中的至少之一相连；
所述间冷器的中温水出口与所述酚水进口相连；
所述脱硫塔上部设有除雾器，且所述除雾器位于所述脱硫煤气出口下方；
所述余热锅炉的预热空气出口和/或水蒸气出口与所述炉顶气化剂进气口、所述中段气化剂进气口、所述炉底气化剂进气口中的至少之一相连；
进一步包括：循环水箱，所述间冷器的中温水出口和/或所述酚水蒸气出口与所述循环水箱的进水口相连，所述酚水进口与所述循环水箱的出水口相连；
进一步包括：气化剂缓冲罐，所述酚水蒸气出口、所述空冷器的高温空气出口、所述余热锅炉的预热空气出口和/或水蒸气出口中至少之一与所述气化剂缓冲罐的进气口相连，所述炉顶气化剂进气口、所述中段气化剂进气口、所述炉底气化剂进气口中至少之一与所述气化剂缓冲罐的出气口相连。
3.根据权利要求1所述的有机固废低焦油气化热电联供系统，其特征在于，至少满足以下条件之一：
所述双氧化层气化炉包括多个炉顶气化剂进气口和/或多个中段气化剂进气口，所述多个炉顶气化剂进气口在所述炉壁的上部和/或所述炉壁的顶部上均匀布置，所述多个中段气化剂进气口沿所述炉壁的周向均匀、水平布置；
所述双氧化层气化炉包括1～3个煤气出气口，所述煤气出气口水平布置；
所述炉篦可旋转设置，且所述炉篦上形成有布风口；
所述进料装置包括至少一个进料通道，每个所述进料通道由上到下依次布置有进料口、进料缓冲仓上阀、进料缓冲仓、进料缓冲仓下阀和惰性气体吹扫进气口，所述进料缓冲仓的侧部形成有进料缓冲仓充泄压口；
所述炉壁顶部通过过渡仓与所述进料装置相连，所述过渡仓与所述炉腔连通且所述过渡仓的侧壁上布置有所述炉顶气化剂进气口；
所述炉壁外侧为膜式水冷壁或夹套水冷壁。
4.根据权利要求3所述的有机固废低焦油气化热电联供系统，其特征在于，至少满足以下条件之一：
所述进料装置包括两个所述进料通道，两个所述进料通道的进料缓冲仓之间设有连通阀门；
所述进料通道的出料端与所述过渡仓连通且位于所述炉顶气化剂进气口的上方；
所述套筒上端距离所述进料缓冲仓下阀的高度与所述反应区炉体总高度的比值为(0.4～0.8)：1，所述套筒下端距离所述炉篦顶部的高度与所述反应区炉体总高度的比值为(0.2～0.6)：1，所述套筒的高度与所述反应区炉体内径的比值为(0.2～0.6)：1；
所述反应区炉体的内径为0.3～8m，所述环形空腔的最大厚度与所述反应区炉体内径的比值(0.1～0.3)：1；
所述膜式水冷壁或所述夹套水冷壁的出水口与所述酚水进口相连。
5.根据权利要求1所述的有机固废低焦油气化热电联供系统，其特征在于，至少满足以下条件之一：
所述炉壁的下部呈倒锥形结构，所述炉壁上与所述炉篦对应的区域设有用于破碎灰渣的刮刀，所述倒锥形结构的底部形成有出渣口，所述出渣口与所述排渣装置相连；
所述炉篦上设有用于破碎灰渣的刮刀，所述炉壁下部的侧壁上形成有出渣口，所述出渣口与所述排渣装置相连；
所述排渣装置由上至下依次包括渣仓上阀、渣仓和渣仓下阀，所述渣仓的侧部设有渣仓充泄压口。
6.根据权利要求1所述的有机固废低焦油气化热电联供系统，其特征在于，所述排渣装置设在水中且位于所述反应区炉体的下方，所述排渣装置包括灰盘、碎渣圈、炉篦支撑件和第一灰刀，所述灰盘设在所述炉篦的下方，所述碎渣圈呈环状且套设在所述灰盘内，所述炉篦支撑件设在所述炉篦的下方且位于所述碎渣圈内，所述第一灰刀设置所述灰盘的内侧壁上；
任选地，所述排渣装置包括第二灰刀和破渣块，所述第二灰刀设置在所述炉篦支撑件的底部，所述破渣块设置在所述炉篦支撑件的侧壁上。
7.一种采用权利要求1～6中任一项所述的系统实施有机固废低焦油气化热电联供的方法，其特征在于，包括：
(1)将有机固废供给至双氧化层气化炉进行低焦油气化处理，以便得到粗煤气；
(2)将所述粗煤气供给至旋风除尘器进行除尘处理，以便得到除尘煤气；
(3)将所述除尘煤气供给至酚水换热器进行换热，以便得到换热后煤气；
(4)将所述换热后煤气依次供给至空冷器和间冷器进行降温，以便得到间冷煤气；
(5)将所述间冷煤气供给至增压机进行加压处理，以便得到加压煤气；
(6)将所述加压煤气供给至脱硫塔进行脱硫处理，以便得到脱硫煤气；
(7)将所述脱硫煤气供给至袋式除尘器进行再次除尘处理，以便得到净化后煤气；
(8)将所述净化后煤气供给至内燃机组进行燃烧发电，并将燃烧发电产生的高温烟气供给至余热锅炉进行余热回收。
8.根据权利要求7所述的方法，其特征在于，至少满足以下条件之一：
步骤(1)进一步包括：
通过进料装置向反应区炉体供给有机固废，通过惰性气体吹扫进气口向进料装置下方吹扫惰性气体；
通过炉顶气化剂进气口、中段气化剂进气口和炉底气化剂进气口向所述反应区炉体供给气化剂，将所述反应区炉体由上至下分为干燥层、干馏层、上氧化层、还原层、下氧化层和灰渣层；
使所述有机固废发生气化反应，得到可燃气和灰渣；使所述可燃气通过套筒与炉壁之间的环形空腔排出所述反应区炉体；
利用排渣装置将所述灰渣排出所述反应区炉体；
步骤(3)进一步包括：将酚水换热器产生的酚水蒸气作为气化剂供给至所述双氧化层气化炉；
步骤(4)进一步包括：将所述空冷器和/或所述间冷器产生的酚水供给至所述酚水换热器、将所述空冷器产生的高温空气作为气化剂供给至所述双氧化层气化炉、将所述间冷器产生的中温水供给至所述酚水换热器；
步骤(6)进一步包括：利用除雾器除去脱硫煤气中的水雾和灰尘；
步骤(8)进一步包括：将所述余热锅炉产生的预热空气和/或水蒸气作为气化剂供给至所述双氧化层气化炉。
9.根据权利要求8所述的方法，其特征在于，至少满足以下条件之一：
步骤(1)中，所述反应区炉体内的压力为0～10Mpa；
步骤(1)中，所述气化剂包括选自水蒸气、二氧化碳、空气和富氧中的至少之一，所述富氧中氧气的含量为21～100v％；
步骤(1)中，所述气化剂为水蒸气和富氧的混合气，所述水蒸气的质量与所述富氧中氧气体积的比值为0～8.0Kg/Nm3；
步骤(1)中，所述气化剂为水蒸气和空气的混合气，所述气化剂的温度为40～70℃；
步骤(1)中，所述气化剂为二氧化碳和富氧的混合气，所述二氧化碳的质量与所述富氧中氧气体积的比值为0～19.5Kg/Nm3；
步骤(3)中，利用所述酚水换热器将煤气温度降温至不大于230℃；
步骤(4)中，利用所述空气器将煤气温度降温至70～90℃、利用所述间冷器将煤气温度降温至30～40℃；
步骤(5)中，利用所述增压机使煤气压力提升至0.8～3MPa；
步骤(6)中，利用PDS催化剂和碱液对加压煤气进行脱硫处理；
步骤(7)中，净化后煤气的温度不高于40℃，煤气中焦油和灰尘的总含量不高于50mg/Nm3。
10.根据权利要求8所述的方法，其特征在于，至少满足以下条件之一：
所述炉顶气化剂进气口和所述中段气化剂进气口的进气量为所述气化剂总进气量的30～90％，所述炉底气化剂进气口的进气量为所述气化剂总进气量的10～70％，所述炉顶气化剂进气口与所述中段气化剂进气口的进气量比值为(70～90)：(10～30)；
所述干燥层与所述干馏层的温度为200～600℃，所述上氧化层的温度为600～1200℃，所述还原层的温度为600～900℃，所述下氧化层的温度为600～1100℃，所述灰渣层的温度为200～600℃；所述环形空腔内的温度为200～800℃。
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