CN1916123A - 制备无焦油产品气的贫氧流化燃烧下吸式气化方法及装置 - Google Patents

Abstract

本发明涉及的制备无焦油产品气的贫氧流化燃烧下吸式气化方法及装置，包括：前置贫氧流化燃烧阶段和其下游的下吸式固定床后气化阶段；燃料从流化床燃烧器的燃料加入口加入，与加入的氧化剂在燃烧器中相互作用进行贫氧流化燃烧，生成半焦和含焦油的半成气在高温状态下被输送到下游的下吸式固定床气化炉中，进行半焦气化，同时利用高温半焦的催化作用对随半成气带入的焦油进行改质和热分解，生成不含焦油的产品气。其装置包括前置的流化床燃烧器；设置于燃烧器下游的下吸式固定床气化炉；以及连通燃烧器和气化炉的半焦和半成气输送通道和燃料加入口及氧化剂加入口等；具有构造简单、操作容易，气化效率高，适应多种燃料和可制备无焦油产品气等优点。

Description

制备无焦油产品气的贫氧流化燃烧下吸式气化方法及装置

技术领域

本发明属于洁净能源技术领域，特别涉及一种制备无焦油产品气的前置贫氧流化燃烧下吸式气化方法及装置，所述燃料包括煤、生物质、城市垃圾、高含水固体废弃物(如污泥)，一种或数种这些固体燃料与其它气液态燃料或废弃物的混合物。

背景技术

煤气化技术的研究和开发已有近百年的历史，而生物质和有机质固体废弃物气化技术自20世纪80年以来也得以了快速的发展。但是，现存的各种各样气化技术所能达到的气体转换效率很少高于70％(效率定义为气体产品发热量占所使用燃料发热量和气化过程中所消耗能量总和的百分比)，而所生成的合成气中的焦油含量仍是困扰其下游应用过程的关键问题之一。为此，开发高效洁净气化技术，转换煤、生物质、城市垃圾、高含水固体废弃物，和一种或数种这些固体燃料与其它气液态燃料或废弃物的混合物依然势在必行。

虽然具体技术设计各种各样，但到目前为止所使用的气化反应器不外乎为三类：温克勒炉(Winkler)、固定床和流化床。流化床气化又有单床鼓泡流化床气化和循环式双流化床气化之分。这些气化反应器可对应灵活的燃料处理量，而且在气固传质传热方面具有优势。所以，气化反应速度较快可能是其明显的优点(相对于固定床和温克勒炉反应器)。但流化床气化器难以有特效的焦油分解能力，因而生成气的焦油含量通常都较高。使用Ca基添加剂或在近气体出口处供入氧化剂造成局域高温热解焦油可降低生成气中的焦油含量，但仍不可能安全除去。而且，出口处的氧化剂导入(特别是使用空气时)又会明显降低合成气产品的热值和有效气体成分CO、H₂等的含量(特别是H₂将优先被燃烧)。因此，利用纯氧作为气化剂而将反应温度控制在1300℃左右的高温气流输送气化方法近年被提出并试验，以使能在流化气化过程中将生成气的焦油完全除去。但是，1300℃的高温要求特殊材料，从而使该方法的设备成本和运转成本很高，难以应用于许多通常的实际过程和系统。

温克勒炉是一种旋转式反应炉，便于控制燃料在反应炉中的停留时间，但在气固接触上劣于流化床反应器，而且难适用于大燃料处理量。同时，与流化床气化器一样温克勒炉气化器本身不具有特定的焦油分解功能。所以，目前少见单独使用温克勒炉的气化过程。不过，该炉广泛被用来热解燃料，操作在600℃以下，以避免由于高温造成的回转控制的困难。热解后的半焦则进一步在其它类型的反应器，如流化床燃烧器和下吸式固定床气化器中处理。此时，热解生成气具有极高的焦油含量，因此引出了后面将提到的两段式气化方法的思想。

固定床是最简单的气固反应器，设备成本低，控制简单。最早期开发的气化器，特别是中小型气化器，几乎均使用固定床反应器。固定床气化器有气流自下而上的上吸式和自上而下的下吸式两种。上吸式的合成气产品最后通过低温燃料床层，所以焦油含量极高，在实际中已很少被单独采用。对应地，下吸式固定床气化炉则以产品气最后通过高温半焦和渣灰层为特点，因此可有效除去其中的焦油。但是，该下吸式气化炉本身无自下而上的对流传热，新加入的燃料仅靠来自下层的热辐射来加热升温，因此反应进展缓慢。由于此，燃料在反应器上层区域的热解只能在低温下进行，使的热解生成气的焦油含量高。由于下行气流的影响，固定床本身的底层半焦燃烧所产生的高温区通常也不会太厚。为此，从上层来的热解气中所含的大量焦油通常也难于在气化炉完全被除去。而且，上述被抑制的自下而上的对流传热也使得下吸式气化炉整体的反应过程慢，单位床体积的燃料处理量低(上层低温区域的反应空间利用率尤其低)。另外，固定床气化本身也难以适应大燃料处理量。

上述每种气化反应器有其各自的优点和缺点，但从可能获得的理论气化效率来看固定床气化器最具竞争力。因为它既不要求悬浮输送燃料颗粒(而流化床，特别是循环式流化床气化器则需要)，也不因为回转反应器本身而消耗动力(温克勒炉必须)。而且，固定床气化器系统简单，不需要特定的气固分离器(流化床必须)和反应器运动控制机构。但是，固定床气化方法(尤指下吸式)的各种弱点(参见上段所述)使得其并未受到实际应用的青睐。为此，克服下吸式气化方法的弱点或在其它气化方法中结合固定床气化器(主要为除去焦油和提高C转化率)的两段式气化方法和工艺自1990年代以来就受到了关注。

中国专利94190559.4公布了一种结合流化床热解和上吸式固定床碳气化炉的褐碳或泥碳的气化工艺。燃料首先在一流化床反应器中于450-600℃下热解，所产生的半焦则被送入到一下游上吸式固定床气化炉中被氧气或氧气-水蒸气混合物在600-800℃下气化。前后两段的生成气各自排出，然后混合被送向终端的发电设施。因此，下游固定床气化实际上通过同时的燃烧来确保气化反应所要求的热供给。上游燃料热解所需热量供给则籍以下方式：首先让固体然料与渣灰或其他外部热源间接接触升温至180-320℃(同时蒸发燃料水分的60-90％)，而不足部分则通过使用在下游固定床半焦气化器中生成的600-800℃的产品气的一部分作为流化气来予以保证。该发明同时指出，这种热解+气化的两段式气化工艺有利于将染料中的化学S转变为单质S。即，在前段热解中生成的H₂S可与在下游燃烧中所生成的SO₂发生克劳斯反应而被氧化成单质S(但是，下游在O₂不足的还原环境下生成SO₂的可能性极小，所以该效果有待验证)。最近，丹麦的Technical.University of Denmark(DTU)成熟开发了一种联合温克勒炉热解和下吸式半焦气化炉的两段气化技术(P.Brandt etal.，Energy & Fuels，2000，Vol.14，pp.81-819)。其要点是温克勒炉热解生成的高焦油半成气和半焦一起进入下吸式气化器的顶部，使热解气向下通过半焦气化层而除去其中的焦油。在100kW的中试装置上气化木材颗粒，发现该工艺能将生成气的焦油含量低减至50mg/nm³以下，而下吸式气化反应器的温度不超过900℃。这里的焦油彻底去除说是由于下吸式固定床气化炉中的半焦对焦油的催化分解和改质所导致。中国专利CN1583956A公开了另一种生物质气化工艺，其同样分为前气化和后气化两段。前段使用循环流化床气化生物质，生成气进而通过后段的下吸式固定床气化炉，与供入那里的生物质燃料共气化。虽然后段使用的是生物质而非半焦，发明者也指出气化后段的存在大大降低了产品气中的焦油含量。对于煤的气化中国专利CN1118544C还提出了一种利用下吸式移动床气化炉的两段式气化方法。他的前段是一气流床水煤浆气化炉，其生成气被送向后段与加入那里的煤燃料共气化。发明者认为该气化方法能通过后段的气化反应充分利用前段生成气中的显热和其中所含有的未反应气化剂，即水蒸汽和CO₂，以提高整体系统的气化效率和减低气化投资。

不过，利用温克勒炉的DTU两段气化技术会难以应用于大型过程和系统，而且温克勒炉本身的使用可能导致比较高的设备成本和操作成本。中国专利94190559.4所公布的气化工艺未将低温(450-600℃)热解生成气送入后气化段进一步精制，其最终产品气中的焦油含量必定很高。并且，在后气化段使用上吸式固定床气化炉本身就说明本发明未考虑将后气化段同时作为热解生成气的精制反应器(因上吸式固定床气化炉在这方面的功能不理想)。另一方面，其它中国专利所公布的两种联合气化工艺却均未将前气化段所生产的半焦送入后气化段进一步气化并使之作为催化剂精制净化前气化段的生成气(如除去其焦油等)。所以，其最终合成气产品仍将具有比较高的焦油含量，且可能达到的C转化率不会特别高。实际上，这种未利用前气化段的半焦及其显热的气化方式本身也有碍于高的气化效率的获得。在后气化段中仅气化新添加的燃料至少部分抵消了将整体气化过程分为两段的优点。这不仅可能引起生成气中的高焦油含量(由新加入到后段的燃料热解所产生)，还会导致新添加燃料的不完全气化而影响整体气化效率的提高。同时，所述三个中国专利的气化工艺的在系统构造上明显比DTU气化技术更复杂，因此可能具有相对高的设备和运转成本。但是，这些专利所公布的工艺更适合大燃料处理量(相对DTU技术而言)。

发明内容

本发明的目的在于提供一种新型两段式气化方法，克服上述现存各种两段式气化技术的弊端，以高效率气化煤、生物质、城市垃圾、高含水固体废弃物(如污泥)，或一种或数种这些固体燃料与其它气液态燃料或废弃物的混合物，生产几乎不含焦油的可燃气或合成气产品。

本发明的目的还在于提供实施上述燃料气化方法的气化装置，展示所发明方法的可行性和其具体应用例，依此确切表明所发明气化方法可灵活对应不同的燃料处理量，且比相同规模的上述DTU装置更具低设备成本和运转成本。

本发明的技术方案如下：

本发明提供的制备无焦油产品气的贫氧流化燃烧下吸式气化方法，该气化方法包括：前置的贫氧流化燃烧阶段和其下游的下吸式固定床后气化阶段；所述前置的贫氧流化燃烧阶段为：燃料从流化床燃烧器的燃料加入口加入，与从流化床燃烧器底部氧化剂加入口加入的氧化剂在该流化床燃烧器中相互作用进行贫氧流化燃烧，生成半焦和含焦油的半成气；

所述下游的下吸式固定床后气化阶段为：在前置的贫氧流化燃烧阶段所生成的未经分离的半焦和含焦油半成气在高温状态下被输送到下游的下吸式固定床气化炉中，在该气化炉中进行半焦气化，同时利用高温半焦的催化作用对随半成气带入的焦油进行改质和热分解，生成不含焦油的产品气。

在所述前置的贫氧流化燃烧阶段，加入燃料的同时按燃料所含硫摩尔数的0-20倍加入含有碱金属、碱土金属或稀有元素金属的矿物质及其烧成氧化物的催化吸收剂。

向所述前置的贫氧流化燃烧阶段的流化床燃烧器中所供入的氧化剂中的氧气摩尔数为完全燃烧供入该燃烧器的燃料所需要的氧气摩尔数的10％至40％。

向下游的下吸式固定床后气化阶段加入燃料。该燃料量不超过向前置贫氧流化燃烧器所供给的燃料。

向下游的下吸式固定床后气化阶段的下吸式固定床气化炉或在向该气化炉输送未经分离的高温半焦和含焦油半成气的过程中加入气化剂；该气化剂与自前置贫氧流化燃烧阶段的流化床燃烧器输送而来的半焦的摩尔比为0.0-3.0。

向下游的下吸式固定床后气化阶段的下吸式固定床气化炉加入氧化剂；该氧化剂中所含氧气与自前置贫氧流化燃烧阶段的流化床燃烧器输送而来的半焦的摩尔比为0.0-0.4。

所述的燃料为固体燃料，包括煤、生物质、城市垃圾、高含水固体废弃物，和一种或数种这些固体燃料与其它气液态燃料或废弃物的混合物。

所述的氧化剂为含氧气的任何气体，包括纯氧、空气、煤层气、垃圾场排气、或它们的混合物。

所述的气化剂为水蒸汽、CO₂或二者的混合物。

所述前置的贫氧流化燃烧阶段的流化床操作温度为600-1300℃。

所述下游的下吸式固定床后气化阶段的下吸式固定床气化炉的操作温度为700-1500℃。

所述气化方法的操作压力为从大气压到所述气化剂超临界气压之间的任何压力。

本发明提供的制备无焦油产品气的贫氧流化燃烧下吸式气化装置，其特征在于，该装置包括：

一个前置的流化床燃烧器3；

至少一个或一个以上的复数个设置于该前置的流化床燃烧器3下游的下吸式固定床气化炉1；以及

连通所述流化床燃烧器3和至少一个或一个以上的复数个下吸式固定床气化炉1的半焦和半成气输送通道5；

在所述流化床燃烧器3器壁上远离半焦和半成气输送通道5的一侧或流化床燃烧器3器壁顶部中心处设有第一燃料加入口A；在所述流化床燃烧器3底端设有第一氧化剂加入口B；在所述下吸式固定床气化炉1内下部设有除渣灰器6；位于除渣灰器6下方的渣灰产品气分离室7的底端和侧壁上分别设有渣灰排除口C和产品气排出口D。

在所述下吸式固定床气化炉1的顶端设有第二燃料加入口G。在所述下吸式固定床气化炉1的上部设有气化剂加入口F。在所述下吸式固定床气化炉1的侧壁上设有第二氧化剂加入口E。

在所述流化床燃烧器3内的流化床层4内设置一垂向溢流挡板11，所述垂向溢流挡板11与所述流化床燃烧器3器壁之间形成一溢流通道111；所述的半焦和半成气输送通道5与所述溢流通道111相连通。

所述的半焦和半成气输送通道5直接连通于下吸式固定床气化炉1顶部中央；并在所述的半焦和半成气输送通道5的出口处设置一颗粒分布器13。

所述的半焦和半成气输送通道5接近下吸式固定床气化炉1顶端的部分被分为多支分输送通道14，该多支分输送通道14与所述下吸式固定床气化炉1顶端相连通。

在所述流化床燃烧器3的内部接近燃料加入口的一侧设置一垂向分隔挡板12。

在所述流化床燃烧器3内的中心处设置一垂向放置的环周型挡板15。

所述流化床燃烧器3与下游的一个下吸式固定床气化炉1一对一结合成一体结构，或可相互分离分别设置。

本发明的制备无焦油产品气的贫氧流化燃烧下吸式气化方法及装置的工作原理示于附图1。燃料气化被分为两段进行。前气化段是在氧化剂中进行贫氧燃烧。燃烧所产生的半成气和半焦不经分离而同样被送入后气化段，在那里与气化剂相互作用进行半焦气化和半成气除焦油净化。为提高贫氧燃烧效率、向后段气化反应器简单输送半成气和半焦，并适应灵活的燃料处理量，前气化段采用流化床反应器。而为保证来自前气化段的半焦在后气化段中被彻底气化和半成气中所含焦油在这里被彻底去除，后气化段采用下吸式固定床气化炉。这不仅因为半焦气化是一个很慢的反应过程，特别是在使用水蒸汽和CO₂作为气化剂时，还由于下吸式固定床气化具有最有效和最可靠的气化器内除焦油能力。

这样，要求气化的燃料主要供入前气化段流化床反应器，被为燃烧该燃料而供给的氧化剂所流化并与该氧化剂中的O₂相互作用而被燃烧。所指氧化剂可为空气、氧气、或其它任何含有氧气的气体混合物，如煤层气，垃圾场排气等。该前气化段所需供给的氧化剂量由所希望到达的半成气和半焦出口温度而决定。该出口温度至少要求达到600℃以上，而最高温度则由制作流化床反应器所使用材料的能耐温度而决定，例如通常在800至1000℃左右。但这并不排除在特殊应用场合下要求前气化段具有更高的出口温度，如1300℃(反应器因而要求更高级的材料)。为此，前气化段的空气(氧气)比应大致在0.1-0.4，小于等于利用部分氧化法气化同样燃料所要求的空气比(通常0.4以下)。这里，空气比指供于气化反应器的氧化剂中所含有的氧气量占完全燃烧所供给燃料所需要的理论总氧气量的比(所以也可称为氧气比)。

因此，前气化段的贫氧燃烧实际上为一部分氧化气化过程，但其目的不是实施彻底的燃料气化，而是为提升燃料的温度达到所述600℃以上的高温(但通常应在800至1000℃)。在这些温度下燃料将在前气化段完成热解，因此参与燃烧反应的可能同时包括半焦和热解生成气。另外，燃料水分也会在前气化段中被全部转换为水蒸汽，参与发生在该气化段中的热解生成气改质和半焦水蒸汽气化反应。所有发生在前气化段的这些有关燃料的化学反应，包括燃料热解、半焦燃烧和半焦水蒸汽气化等，无疑会大幅度低减送入后气化段下吸式固定床气化炉的固体半焦体积。这实际上使得该后段下吸式固定床气化炉更能适应高燃料处理容量(相对其它直接接受原始燃料的下吸式固定床气化炉而言，更详细分析见后)。

与其他部分氧化法流化床气化器一样，在前气化段的流化贫氧燃烧中所生成的半成气必然含有大量焦油。但在前气化段的反应温度下(＞600℃，通常800-1000℃)同半焦一同输送到后气化段时该焦油不会给操作和控制造成任何问题。因此，自前气化段输送到后气化段的物料包括半焦、焦油和半成气，同时还有随该高温物质流带入的热量。所指半成气相对于最终的可燃气或合成气产品而定义，它含有焦油、较高浓度非可燃性气体CO₂、较低浓度可燃性气体CO、H₂和炭氢化合物C_xH_y。使用空气类氧化剂时非可燃性气体还包括N₂。

半焦进入后气化段下吸式气化炉中堆积形成半焦充填床层。其自身的高温(通常800-1000℃)使得整个充填床层自半焦进入到该气化炉中就开始高温气化反应(截然不同于通常的下吸式固定床气化炉，那里新加入的燃料必须经历慢速的加热升温)。因此，根据需要所要求的气化剂供给设于自前气化段向后气化段输送半焦和半成气的途中(即输送通道上，参见附图8和9所示实施例)，或该下吸式固定床气化炉的顶部(附图1所示为这种情形)，以使半焦在输送过程中或从一进入该气化炉就通过利用自身的热量，与气化剂相互作用而发生半焦气化反应。按同样道理，半成气中的焦油改质也将与半焦气化同步进行。这里所述的气化剂指水蒸汽、CO₂、或按任意比例的二者间的混合物。所加气化剂的量应根据所需气化的半焦和所需改质的焦油量而定，即根据自前气化段而来的半焦和焦油量而定。因为半焦通常远多于焦油，因此如通常按半焦摩尔数的1.0-3.0倍供给气化剂。但是，如果在前气化段的贫氧燃烧中蒸发燃料水分所产生的水蒸汽足以用作为后气化段半焦气化和焦油改质的气化剂(即与半焦的摩尔比在1.0以上)，将再没有必要向后气化段供给气化剂(供给比0.0，因此附图1将该气化剂供给示意为可选)。由于半成气中所含焦油的改质和分解发生在半焦大量存在的环境下(输送通道+下吸式气化炉)，可以充分利用高温半焦对焦油去除反应的催化作用，实现对焦油成分的彻底除去。

后气化段下吸式固定床气化炉的反应温度虽然可能在纵向不均匀，但由半焦和该半焦气化形成的渣灰所堆积而成的充填床层的温度必须在一定高的温度以上，如700℃以上(炉上部充填床层主要由半焦构成，向下渣灰量逐渐增多，直至最后几乎全由渣灰构成)。取决于前气化段所能达到的温度高低，随半焦和半成气自前气化段而带入后气化段的热量本身有可能不足以维持所述后气化段下吸式固定床气化炉的反应温度并确保在其中的半焦全部气化和焦油彻底改质/分解。因此，视需要可能要求向后气化段的下吸式固定床气化炉进一步追加氧化剂(附图1中因此示意为可选)。这里所使用的氧化剂同样为含氧气的任何气体。根据对充填床层温度控制的需要，该氧化剂可以从后气化段下吸式气化炉的顶部或其它任何合适高度处供入(附图1所示为后者情形)。实际上，随着半焦气化和半成气焦油改质/分解在后气化段下吸式固定床气化炉中的逐渐进行，半焦及其生成渣灰在逐渐下移过程中其温度会渐渐降低。因此，如果半焦和半成气以足够高的温度，如高于900℃自前气化段进入该下吸式固定床气化炉，后气化段的氧化剂追加供给可以设计在炉顶部以下，如在反应温度低减到700-800℃处实施。当然，在该下吸式固定床气化炉材料可耐更高温度(如1500℃)的情形下，氧化剂追加也可从后气化段下吸式固定床气化炉的顶部。虽然这样会在下吸式固定床气化炉的充填床层上部(主要由半焦构成)形成极高温度区域，但该高温可加速半焦气化和焦油改质/分解反应，整体上有利于提高反应效率，缩小后气化段下吸式固定床气化炉的体积。因此，向后气化段的氧化剂供给量应完全由所希望维持的下吸式固定床气化炉的温度而决定。基于部分氧化法气化半焦的经验，该氧化剂供给的最大量应在所需气化半焦摩尔数的40％以下，即氧化剂与来自前气化段半焦的摩尔比不超过0.4(无需追加供给时该比为0.0)。

于后气化段下吸式固定床气化炉中逐层堆积的半焦在与气化剂相互作用而被气化和逐步消耗的同时形成渣灰。未反应半焦混同所生成的渣灰在其自身的重力作用下在该固定床气化炉中逐渐下移。因此，设计所述后气化段下吸式固定床气化炉的基准就是保证半焦在下移至该气化炉底部的除渣灰部时被完全气化，即，除渣灰部处的充填床层应基本上由渣灰构成。自前气化段中所生成的半成气而带入该下吸式固定床气化炉的焦油改质/分解反应一般较半焦气化反应快(因反应温度同在700℃以上)。因此，保证半焦的完全气化也等同于确保了焦油的彻底除去。这样，在后气化段的下吸式固定床气化炉中被彻底除去了焦油的、来自前气化段流化床反应器中通过贫氧燃烧而产生的半成气，与发生在这里的半焦气化和焦油改质/分解所产生的无焦油生成气相互混合，所形成的最终合成气或可燃气产品将几乎不含焦油。如附图1所示，产品气和残渣灰在下吸式气化炉的底部出口被分离而分别排出。

为了除去燃料在上述气化过程中所产生的H₂S、HCl、CS2、COS等各种有害气体成分，还可根据需要自前气化段向流化床反应器供给催化吸收剂(为此附图1示意为可选)。该催化吸收剂不但是前述各种有害气体的吸收剂甚至吸附剂，还同时是催化燃料热解、半焦燃烧、半焦气化、焦油改质/分解等化学反应的催化剂。因此，所指催化吸收剂通常为含碱金属、碱土金属或稀有元素金属的天然矿物质，如碳酸盐，或他们的烧成氧化物。当然这也不排出使用含有过渡金属、贵金属等的其它改质催化剂。催化吸收剂可混同燃料一道加入。所加入量依据燃料中所含硫、氯等元素的量而确定，如通常按与硫元素摩尔比的1-10倍加入(不加入时与硫的摩尔比为0.0)。对于价廉低效的催化吸收剂，可大量使用，如按硫摩尔数的20倍或更多。实际上，大量加入催化吸收剂有利于彻底除去所指各种有害气体成分。在该催化吸收剂还同时是CO₂的吸收剂时(如Ca基催化吸收剂)，所加入量应通过考虑气体中的CO₂摩尔数而确定，因而可能高于硫摩尔数的20倍。但使用过多催化吸收剂会减低单位体积反应器的燃料处理能力和增大操作成本和系统热损失，所以应取满足效果的最低值。所加入的催化吸收剂贯穿前后两气化段的整体气化过程，发挥作用后与燃料完全气化所形成的渣灰一起从后气化段下吸式固定床气化炉的底部排出。

同时，在后气化段下吸式固定床气化炉的顶部还可根据需要追加燃料，以提高整体过程的燃料处理容量。但于后气化段的该燃料添加可能危及对生成气产品中焦油的彻底除去，而是否可行还依赖于对前后两气化段反应器的反应容积的设计和安排。由于流化床更适于大处理容量，过程优化应致力于在前气化段中最大程度地消耗燃料，低降所剩半焦的体积，以避免后气化段下吸式气化炉过于庞大，影响所发明气化方法对大处理容量的适应性。从这一点上来看，在后气化段进一步追加燃料供给的实用意义可能仅局限于小处理容量系统。所以，该追加燃料量通常应不超过向前气化段流化床燃烧器所供给的燃料量。

本发明对大容量处理的适应性还可通过在同一个大型前气化段流化床反应器后平行设置数个后气化段下吸式固定床气化炉来于以保证。这是结合流化床对高处理容量的强适应能力和固定床气化器在这方面的弱点而提出的有效技术措施。

显然，本发明可适合任何操作压力，如从常压气化到所使用气化剂超临界压力的加压气化。常压气化通常适于小燃料处理量情形，如数MW以下的分散性能源系统和各类型工业窑炉用气的制备等。加压气化可大幅度缩小设备尺寸，但固定成本和操作成本高，因此一般仅适合日处理千吨以上燃料(如100MW以上)的大处理量情形，应用于合成油(GTL)、H2和各种化学品制备等。在后者，气化的操作压力可根据下流过程所要求的压力而决定。

另外，所指的被处理燃料除包括煤、生物质、城市垃圾、高含水固体废弃物(如污泥)等固体燃料外，还可与一种或数种这些固体燃料共处理其它气液态燃料或废弃物。利用煤层气、垃圾场排气作为氧化剂就是一实际的应用例。所能处理的最高燃料水分以能维持前气化段燃料燃烧和其所能达到的温度(通常800-1000℃)为前提，同时不超过整体气化系统所要求的水蒸汽气化剂总量。这样，在前气化段中蒸发燃料水分所产生的蒸汽正好作为后气化段的气化剂。在燃料水分过低的情形下可依据上述对燃料最高水分量的限制而向燃料中混入水或其它高水分燃料，实现于前气化段中同时产生所需水蒸汽气化剂的操作。

值得一提的是，原理示意的附图1中自前气化段流化床反应器到后气化段下吸式固定床气化炉的半焦和半成气的输送是顺重力方向。根据前、后气化段的位置设置和系统操作条件，该输送也可逆重力方向。具体实施例将示意于本说明书的附图8和附图9。

综上所述，可见本发明的技术特点可概括为：整体气化过程由前置的流化贫氧燃烧和其下流的下吸式固定床气化两段构成。燃料供入前气化段的流化床反应器(或流化床燃烧器)，经同样被供入该前气化段流化床反应器的氧化剂流化而被贫氧燃烧。由此所生成的半焦和含焦油半成气不经分离，一同在高温状态下被输送到后气化段的下吸式固定床气化炉(或下式式固定床反应器)，在那里进一步与气化剂相互作用进行半焦气化，并同时利用高温半焦的催化作用对半成气中所含焦油进行改质和分解。根据需要，可在在半焦和半成气输送途中或向后气化段下吸式固定床气化炉供给气化剂(在前气化段中自燃料水分蒸发所产生的水蒸汽不足以作为气化剂时)和追加供给氧化剂。所指燃料通常指煤、生物质、城市垃圾、高含水固体废弃物(如污泥)等固体燃料，但也可与一种或数种这些固体燃料与其它气液态燃料或废弃物(如废油、废有机质气体)进行共气化。与燃料一道还可加入脱除气化生成气中含硫、氯元素等的有害成分甚至CO₂的催化吸收剂，并同时催化有关半焦气化和焦油改质的化学反应。所指氧化剂为含氧的任何气体，包括纯氧、空气、煤层气、垃圾场排气等。而气化剂则专指水蒸汽、CO₂或它们的混合物。

本发明的技术效果是：

(1)设备构造相对简单、操作控制容易。依据所发明的方法，前气化段的流化床燃烧器不需要进行气固分离，因而无需设置旋风分离器。而且所指流化床贫氧燃烧可操作在无大量颗粒夹带的任何流化区域，即从最小流化到湍动流化，因此控制容易。而后气化段的下吸式固定床气化炉接受高温半焦和半成气，因此避免了通常下吸式固定床气化炉所具有的上部加热升温缓慢、反应器利用率低和反应速率低等问题。该下吸式固定床气化炉处理高温半焦，因此炉中无结焦而引起的燃料下移困难。这不仅使操作容易，而且也导致更好的气固接触、加速半焦气化和半成气中所含焦油的改质/分解反应。

(2)生产无焦油合成气。由前气化段流化床反应器中的燃料热解所产生的焦油在后气化段下吸式固定床气化炉中的高温半焦及渣灰充填层中可被完全催化改质和分解，所以最后的生成气产品将几乎不含焦油。

(3)高的气化效率。气化效率取决于焦油改质/分解和半焦气化的进行程度和运行气化系统的能量消耗。本发明所述方法可几乎全部改质/分解焦油，而后气化段下吸式固定床气化又能实现半焦的彻底转化。运行所述气化方法无需特别的燃料颗粒输送动力，因从前气化段到后气化段的半焦输送主要靠半焦自身重力(顺重力方向)或半成气和所需要添加的气化剂的运送能力(在半焦和半成气输送途中供入时)。前气化段流化燃料所要求的氧化剂量是按反应量论比所决定的最低可能量。为此，原始燃料转化为合成气产品的效率必定高于现存其它气化技术。

(4)对应灵活的燃料处理容量。本发明的气化方法显然可用来制作中小型气化装置。同时，通过前气化段的流化床燃烧使进入后段的半焦体积小于原始燃料体积，而且高温的半焦和半成气又保证了后气化段下吸式固定床气化炉全体具有高的反应效率(因无慢速升温过程)，这些无疑能克服下吸式固定床气化炉不能对应大燃料处理量的问题。具体为：为处理同样量燃料这里所需要的下吸式固定床气化炉体积会更小(因接受半焦和具有高的反应空间利用率)，而前气化段的流化床燃烧器可对应通常所要求的大处理容量(如数千吨每天)，进而在该燃烧器下游可平行设置数个下吸式固定床气化炉从燃烧器不同方位同时接受其生成的半焦和半成气，在各炉中平行实施半焦气化及半成气中所含焦油的改质和分解。

(5)适应多样的燃料。除可处理煤、生物制、废弃物(如污泥、城市垃圾)等固体燃料以外，还可混合处理各种气液燃料和气液态废弃物，如废油、煤层气、垃圾场排气等等。特别是，所发明方法能处理很多其他气化技术所不能对应的高湿燃料(如污泥)，甚至加水调节后的高水燃料。因为经前气化段的贫氧流化燃烧高温环境所蒸发的燃料水分正好可作为后气化段的水蒸汽气化剂，这样可以减少甚至免掉后气化段通常所要求的气化剂制备和供给。

附图说明

附图1为本发明的流化贫氧燃烧下吸式气化方法基本原理示意图；

附图2为实施本发明所涉及气化方法的一种气化装置结构示意图；

附图3为实施本发明所涉及气化方法的另一种气化装置结构示意图；

附图4为实施本发明所涉及气化方法的第三种气化装置结构示意图；

附图5为实施本发明所涉及气化方法的第四种气化装置结构示意图；

附图6为实施本发明所涉及气化方法的第五种气化装置结构示意图；

附图7为实施本发明所涉及气化方法的第六种气化装置结构示意图；

附图8为实施本发明所涉及气化方法的第七种气化装置结构示意图；

附图9为实施本发明所涉及气化方法的第八种气化装置结构示意图；

其中：下吸式气化炉1            充填床层2         流化床燃烧器3

      流化床层4                输送通道5         除渣灰器6

      渣灰产品气分离室7        灰过滤器8         气体分散板9

      气体分散仓10             溢流挡板11        分隔挡板12

      颗粒分布器13             输送支通道14      环周型挡板15

        导流挡板16            必需物流→，      可选物流

        溢流通道111

具体实施方式

附图2为实施附图1所示本发明所述气化方法的一种气化装置的结构示意图。该装置包括：下吸式固定床气化炉1，流化床燃烧器3和联结两反应器的输送通道5。这里，所指燃烧器3构成前气化阶段，下吸式气化炉1则形成后气化段。输送通道5设于流化床燃烧器3的外部。燃料从相对于通道5的另一侧供入流化床反应器(防止供入的燃料经可能的短路而太快到达输送通道5)。遵循发明原理所定比例(发明内容中详述)的氧化剂供入流化床气体分散仓10，经气体分散板9分布后流化燃烧器中的燃料颗粒，形成流化床层4。在该流化床层中燃料与氧化剂相互作用而发生燃料燃烧。由于所供给氧化剂量低于理论空气比，在流化床层4中所发生的燃烧是贫氧燃烧，由此生成半焦和半成气。于此过程中燃料所发生的物理和化学反应实际上包括燃料干燥、干燥燃料热解、部分热解生成气和半焦燃烧、以及部分半焦气化和热解生成气所含焦油及炭氢化合物(即C_xH_y)的改质和分解等。半成气产生于上述各反应，因此含可燃气体组分H₂、CO和C_xH_y，同时富含焦油(因不可能在生成的同时在前气化段流化床反应器中被完全改质/分解)、燃烧以及水性变换反应所生成CO₂、和燃料干燥以及H₂燃烧所致水蒸汽等。水蒸汽和CO₂实际上是所述气化反应必需的气化剂。

对流化床燃烧器3的基本要求是彻底完成所供入燃料的热分解，并使所生成半焦和半成气温度，也即燃烧器3的流化床层4的温度，至少达到600℃以上(通常则为800-1000℃)。于相对燃料输送通道5的位置而向流化床燃烧器供给燃料就是为了保证燃料颗粒在所指流化床中具有尽可能长的停留时间，以达到上述对燃烧器的基本要求。这样，从前气化段流化床燃烧器3经输送通道5输送到后气化段下吸式固定床气化炉1的固体燃料仅为半焦，其于该气化炉中的气化不可能再形成焦油。如附图2所示，于流化床燃烧器3中所形成的半成气也必定随半焦一道经输送通道5在高温状态下而进入下吸式气化炉1。半焦在气化炉1中堆积形成充填床层2(但向下半焦逐渐变为炸毁，详细见后述)。根据需要可从任何合适位置向该充填床层2按发明原理所定比例供给气化剂和氧化剂，甚至追加燃料(详细比例见发明内容叙述)。这样，其中的半焦通过与气化剂相互作用而被气化，而随半成气携带入该后气化段的焦油在半焦的催化作用下也被气化剂改质或其自身发生分解。半焦气化和焦油改质/分解均为强吸热反应。自前气化段流化床燃烧器3随高温半焦和半成气带入后气化段下吸式固定床气化炉1的热量可能不能满足这些反应所要求的热量并维持充填床层2的反应温度(＞700℃)。此时，需向气化炉1追加供给氧化剂以进一步部分燃烧其中的半焦和可燃性气体，补充不足的热量。在向该气化炉追加供给燃料时(按发明内容中所述量)，燃料将通过与前气化段来的高温半焦和半成气相接触而被加热升温，进行热分解并使其生成的半焦和热解气中所含焦油发生上述同样的气化、改质/分解和在追加氧化剂作用下的燃烧反应。

随上述各种化学反应在下吸式固定床气化炉1的充填床层2中逐渐进行，半焦(自前气化段来)和追加的固体燃料(在追加的情况下)逐渐被消耗，同时在其自身重力作用下逐渐下移，直至到达充填床层2的最下端形成渣灰。反应掉的半焦和转换为最终产品气，也即合成气。渣灰和产品气通过除渣灰器6排入渣灰产品气分离室7，在这里分离成渣灰和产品气。渣灰从下吸式气化炉1的底部排出，而产品气则进一步经灰过滤器8后离开气化炉。对应半焦(包括新加燃料热解生成的半焦)的逐渐消耗其体积不断变小。因此，气化炉1通常具有向下逐渐收缩的构型。该构型也利于抑制由于充填床层2的上表面不平坦所可能导致的反应不均匀性。所以，在本发明说明书的所有实施例中我们采用了这种下吸式气化炉结构。但是，本发明的方法和原理并不排斥使用任何其它构型的下吸式固定床气化炉。

根据上述下吸式固定床气化炉1的功能可知，其设计的基准是确保半焦在充填床层2中完全被气化。在半焦的催化作用下改质半成气中的焦油通常比气化半焦快得多。为此，气化炉1的体积应基于半焦气化所需要的停留时间而决定。同时，气化炉1应有适当的横截面积，因为太大的横截面将使来自前气化段的半焦难于均匀平坦地分布于充填床层2的上端面。也即，决定下吸式固定床气化炉1的横截面时应考虑半焦在该截面上的均匀分布可能性。

综上所述，可见附图2所示的实施例气化装置正好完全实施了附图1所示本发明原理的内容。具体为：燃料供入流化床燃烧器3，在同样被供入该流化床燃烧器的氧化剂的作用下而被流化形成流化床层4。在这里，所加入的燃料与床层内正在燃烧的其它高温燃料颗粒和由此生成的高温气体相接触，升温热解(包括蒸发燃料水分)、进而在氧化剂的作用下发生燃烧。由于空气比远小于1.0(＜0.4)，所指燃烧为贫氧燃烧，或说实际上为部分氧化气化，生成半焦和含焦油的半成气。而燃烧所释放的燃烧热正好用于升温并热解所加入的燃料，使其所生成的半焦和半成气的温度达到本发明对其所要求的温度，如具体为600℃以上或通常在800-1000℃。流化床燃烧器1为该高温半焦和半成气设有共用出口，该出口连至共用的输送通道5，使高温半焦和半成气未经分离而同时被送到下吸式固定床气化炉1中。在这里半焦逐层堆积形成充填床层2，以进一步实施半焦气化，同时使半成气在向下通过该充填床层2的过程中改质/分解其所含有的焦油。根据进入下吸式固定床气化炉1中的半成气所含的水蒸汽(一种气化剂)量，向炉中的充填床层2追加供给足够的气化剂(遵循发明原理所定比例)可保证半焦气化和焦油改质/分解的彻底进行。而在需要时按发明原理所定比例追加供给的氧化剂则用以确保该充填床层中的温度达到足够高的水平，如700到1500℃，以维持足够快的半焦气化和焦油改质/分解反应速度。而下吸式固定床气化炉本身使半焦在炉中可有足够长的停留时间，使其在逐渐下移过程中充分被气化而从下部排出几乎不含未燃炭的渣灰。同时，半成气在该炉中向下通过充填床层2时逐渐使其中的焦油改质/分解，而半焦气化所生成的气体又不含焦油。这样，最终的产品气必定几乎不含焦油。这实际上实现了所供给燃料向产品气的完全转换，蕴含高的气化效率。

显然，所述气化装置实施了一种两段气化过程：前段流化床贫氧燃烧和后段下吸式固定床半焦气化和焦油改质/分解。流化床贫氧燃烧不仅完成燃料的热解，释放所有焦油，还使固体燃料本身的体积大幅度降少，以便在后气化段的下吸式固定床气化炉中彻底气化半焦并同时完全改质/分解前气化段生成的焦油。另外，直接输送高温半焦和半成气进入下吸式固定床气化炉还避免了一般下吸式气化炉所具有的炉上部热传递慢、利用效率低等问题。所以，所述气化装置实际上结合了流化床气化器和下吸式固定床气化器两者的优点，既可克服流化床气化多焦油的问题又可改善下吸式固定床气化炉难于适用于大燃料处理量的弊端。

同发明内容中所述，上述实施例所指的氧化剂为含氧的任何气体(纯氧、空气、煤层气、垃圾排气、含氧的有机性废气等)，而气化剂指水蒸汽、CO₂或任何比例的二者混合气。所处理燃料通常指各种固体燃料和可燃性固体废弃物(如煤、生物制、RDF、污泥、高含水有机质废弃物)，但也可与这些固体燃料共气化其它气液体燃料或废弃物(如废油、有机质废气等)。同时，为在该气化装置中除去H₂S、HCl、CS₂、COS等杂质气体组分或催化半焦气化和焦油改质/分解等反应而需要的催化吸收剂可与燃料一道供入流化床燃烧器3(遵循发明内容中所述比例)。这样，在前、后两气化段中充分发挥其作用后它将同渣灰排出气化装置。

很明显，附图1所述实施例的气化装置可工作在实际应用所要求的任何压力下(正如发明内容中所述)，如从常压到所使用气化剂的超临界压力。

附图3至9为实施本发明所述气化方法的其它几种气化装置的结构示意图。如同附图2，他们也同样实施本发明的内容(包括方法原理、适应燃料、运转条件和方式等)，但具有下述各自相对于附图2所示实施例的技术或工艺特征。

在附图3中，连接前、后两气化段的半焦和半成气通道5通过设于流化床燃烧器3内的流化床层4的溢流来实现。这样，于流化床层4中相对于燃料(包括混入的催化吸收剂)的供给位置设置溢流挡板11。该溢流挡板与流化床燃烧器1的一侧壁之间形成一逆流通道111，即为半焦和半成气通道5，向下延伸至下吸式气化炉1的顶部。很明显，只有当流化床层4的上表面超过溢流挡板11时，半焦才可能越过该挡板移动到后气化段的下吸式固定床气化炉1。所以，流化床层4中的溢流挡板11的高度应相当于附图2所示实施例气化装置的通道5高出气体分散板9的高度，以使流化床燃烧器中有适当高度的流化床层4，确保新加入燃料在流化床燃烧器中的合适停留时间，完成燃料在贫氧燃烧过程中的热分解(以释放所有焦油)。为此，也要求溢流挡板11相对于燃料供给位置而隔离设置。

附图4所示气化装置将流化床燃烧器3和下吸式固定床气化炉1整合一体，从上部流化床燃烧器3向下部下吸式固定床气化炉1的半焦和半成气输送采用附图3实施例所示的溢流方式。这种一体式装置结构紧凑，特别适合制作小型气化设备。此时，流化床燃烧器1变得很小，供入燃烧器的燃料可能通过扩散很快到达溢流挡板11，在未完成热解和释放出全部焦油的条件下经输送通道5进入下吸式固定床气化炉1。为防止这种燃料的快速移出，可在流化床燃烧器3中加入分隔挡板12，使供入的燃料不能直接移动至溢流挡板11而被输送到下游气化炉1。实际上，分隔挡板12的设置使所供给燃料必须先在左则自上而下移动，然后才能进入右侧接近溢流挡板11。所以其在流化床燃烧器3中的停留时间将大大被延长，可使燃料即使在小型的流化床燃烧器中也能彻底被热解，释放出所有焦油，并部分燃烧其生成的半焦和半成气达到所要求的高温。如附图4所示，分隔挡板12仅分隔流化床层4而不分隔该流化床层4以上的半成气流通空间。

同时，分隔挡板12也可设置于本发明的所有其它实施例(即附图1至3，附图5、、8、9)的流化床燃烧器3中，虽然其未在各示意图中具体表示。设置位置应同样为接近于燃料供给的一侧。进而，根据需要还可在同一流化床燃烧器3中设置一个以上的分隔挡板。此时，偶数位(即第二、第四…，附图4所示为第一)的分隔挡板的设置方法应类似溢流挡板11。即，与气体分散板9间无颗粒通道而使其高度低于流化床层4的上表面。其结果是，加入流化床燃烧器3的燃料颗粒将在各分隔挡板间以折流方式从供给侧被输送到溢流挡板11，由此使燃料在该流化床燃烧器中的停留时间随设置的分隔挡板数而逐渐加长，进而保证其完全热解并达到半焦和半成气所希望的高温。

附图5所示的气化装置实施例与附图3示意的实施例在结构上类似。不同的仅是附图5为对应更大的燃料处理量在其半焦和半成气的输送通道5通向下吸式固定床气化炉1的开口处增设颗粒分布器13，以使来自流化床燃烧器3的半焦等颗粒能在大截面的下吸式气化炉1中的充填床层2的上端面能近乎均匀分布。这无疑使得固定床气化炉1能对应较大的燃料处理量。另一方面，流化床燃烧器3本身具有很强的对应灵活燃料处理量的能力。因此，下吸式固定床气化炉1对大燃料处理量的适应能力的增强实际上表明所发明气化方法和气化装置具有强的对应大燃料处理量的能力。

附图6示意了另一种按本发明所述气化方法而设计的可对应大燃料处理量的气化装置。其基本构造同附图3和附图5的实施例。特征在于输送通道5进一步被分为三个输送支通道14。这些支通道按附图6所示的下吸式固定床气化炉1的顶部俯视图在该炉的截面均匀排列。这样，从流化床燃烧器3来的半焦等颗粒物就能通过这些支通道更均匀地分布于气化炉1中的充填床层2的上端面。其结果是，该实施例可具有更强的对应大燃料处理量的能力。当然，附图6实施例采用了三个输送支通道。按同样道理，可根据气化炉1的截面大小采用2个或3个以上的输送支通道，只要能均匀分布半焦等颗粒物于气化炉1的横截面上。

附图7所示实施例的气化装置采用了同一流化床燃烧器3配套一个以上下吸式固定床气化炉1的结构。其基本思想是，流化床燃烧器可对应高达数千吨燃料的日处理量，但下吸式固定床气化炉相比之下具有较弱的对应这样大燃料处理量的能力。虽然前气化段的流化床燃烧所生成的半焦具有比原始燃料小得多的体积，但单一的下吸式固定床气化炉将仍难于对应日处理数千吨燃料的超大处理量。为此，可利用本发明气化方法的特点，在同一大型前气化段流化床燃烧器3的下游接复数个下吸式固定床气化炉1。这样，整个气化装置就可以对应上述的超大燃料处理量。此时，向流化床燃烧器3的燃料供给应设置在流化床的中心部。而连接流化床燃烧器3和下吸式固定床气化炉1的输送通道5可采用前述附图2至6所示的事实例中的任何构型。同样，自通道5向气化炉1分布半焦等颗粒物的方法也可运用附图5、6、甚至3所示实施例中的任何一种。附图7采用了附图2实施例的外部输送通道5(即于流化床燃烧器3外部设置)和附图5实施例的颗粒分布器13。同时，附图7实施例让一个流化床燃烧器3并联连接了两个下吸式固定床气化炉1。每个下吸式气化炉1具有相同的构型和设置相同的供入、排出口。流化床燃烧器3在环周上的流动、温度等方面的均匀性保证了自该燃烧器输送入各个并列下吸式固定床气化炉1的半焦和半成气在量、温度等方面的均等性。因此，对各个下吸式固定床气化炉的控制(包括温度、气化剂和追加氧化剂量等)也应类似、甚至相同。为了使从流化床燃烧器3中心供入的燃料在该燃烧器中有足够长的停留时间(保证彻底燃料热解和所希望的燃烧)，环中心设置环周型挡板15。其功能类似于附图4所示实施例中的分隔挡板12，致使供入的燃料首先在环周型挡板15内经历自上而下的移动，然后进入环周型挡板15以外的环形区域接近输送通道5的入口而进入输送通道5。

附图8所示实施例的气化装置不同于其它所有上述实施例。它采用了逆重力方向将半焦和半成气从流化床燃烧器3输送到下吸式固定床气化炉1。为此，输送通道5可具有不同的设计方式。附图7中该通道始于流化床燃烧器3的适当高度处(决定于所需的流化床层4的高度)，直接向上延伸至下吸式固定床气化炉1的顶部。因此，流化床燃烧器3中所生成的半成气将作为主要的输送半焦等颗粒物到气化炉1的动力。这一方面意味着流化床燃烧器3必须操作在比下吸式固定床气化炉1稍高的压力下，还要求输送通道5具有恰当的大小，以使半成气在输送通道5中有足够高的气速而输送半焦等颗粒物。同时，将可能要求供给的气化剂供于输送通道5，如附图8所示，以增加该通道对颗粒的输送能力。为使半焦等颗粒物能在下吸式固定床气化炉1的充填床层2的上端面均匀分布，在输送通道5接近气化炉1的开口处设置颗粒导流挡板16。该导流挡板16使被输送的半焦等颗粒物从下吸式固定床气化炉的中心部位置堆积于其中的充填床层2的上端面，因此利于颗粒物在该炉截面上的均匀分布。从附图8还可以看出，为了使流化床燃烧器3中产生的半成气有效进入输送通道5输送半焦等颗粒物，该通道在流化床燃烧器3上的开口向上适当扩大。这样，流化作用使颗粒物进入输送通道5，进而由流化床燃烧器3内的较高压力而压入该通道的半成气所输送，直到被送到下吸式固定床气化炉1的顶部。

附图9所示实施例的气化装置类似附图8实施例，采用逆重力输送半焦等颗粒物的方法。其不同的特征在于输送通道5设置于流化床燃烧器3的中心。通道始于流化床层4的表面附近。当床层高于通道5的入口时，颗粒进入该通道通过由压力作用而压入该通道的半成气而向上输送。而且，可以在通道入口处一段的通道壁上开具气体吸入孔，有助于气体进入通道而输送颗粒。同样，将需要向后气化段供给的气化剂在输送通道5的途中引入，用于加强对半焦等颗粒物的输送能力。附图9实施例的通道5在顶端还采用了向下倾斜的流通通道，这利于颗粒物在输送至合适高度(由输送通道5的设置高度而决定)后移动进入下吸式固定床气化炉1。

虽然在附图2至9中示意了实施附图1所示本发明气化方法的几种具体气化装置，依据本发明的原理还可有很多其它不同的实施方式。例如，对于顺重力输送半焦和半成气的气化装置(附图2至7)，其输送通道5还可通过在流化床燃烧器的中心设置溢流管而形成。同时，对于逆重力输送的情形(附图8)，可以采用附图2至7所示实施例中的所有其它技术手法，如在其流化床燃烧器3中增加分隔挡板，对输送通道5采用示意于实施例附图5和6中的颗粒分布器和输送支通道，并且可类似附图7实施例采用一个流化床燃烧器3配套数个下吸式固定床气化炉1的结构来对应超大燃料处理量。附图2至9实施例中的下吸式固定床气化炉均采用了自上而下逐渐变小的结构，但在实际应用中它也可为其它任何合适构型。所有这些设备改型会使具体的炉结构多种多样，但在气化方法原理上不超出本发明的权利要求项。即，整个气化装置包括一个前气化段的流化床燃烧器(反应器)在贫氧环境下燃烧所处理的燃料和一个后气化段的下吸式固定床气化炉进一步气化前气化段所生成的半焦和改质/分解前气化段所生成的半成气中的焦油。这里，所指于前气化段中生成的半焦和半成气不经任何分离和冷却，在高温状态下直接输送至后气化段。

基于如上所述本发明气化方法的各种实施例气化装置，我们可更进一步与背景技术中提到的结合温克勒炉热解和下吸式固定床半焦气化两段式DTU气化技术进行比较。显然，本发明的两段式气化方法和技术工艺更能对应大燃料处理量，因为流化床前段贫氧燃烧器具有比温克勒炉热解器强得多的对应大燃料处理量的能力。而且，流化床燃烧器也可应用于温克勒炉热解器所对应的中小燃料处理量。从控制上，流化床燃烧比温克勒炉热解更简易，而且可把半焦和半成气加热到更高的温度，加速后气化段的化学反应而提高对后气化段下吸式固定床气化炉的利用率。更重要的是，本发明通过贫氧燃烧可更大程度地缩减前气化段所生成半焦的体积，以压缩后气化段下吸固定床气化炉所处理燃料的容积。在相同燃料处理量时可采用更小的下吸式固定床气化炉。当按附图7所示的方法对应超大燃料处理量时，这可减少下吸式固定床气化炉的设置基数。结果是，基于本发明气化方法的气化装置将具有更低的设备成本。如果采用DTU气化技术来对应超大燃料处理量，必须设置数台至数十台温克勒炉热解器，其设备成本自然会远远高于本发明的情形。所以，DTU气化技术一般仅适于小规模的生物质等高挥发分燃料的气化，而本发明的技术方法可对应多种不同的燃料，甚至不同种燃料的混合物，并操作于灵活的规模上灵活对应燃料处理量。在最终产品气的品质(焦油含量)上二者将相当。由于本发明方法所使用的流化床反应器可比温克勒炉具有更低的控制能耗(在原理上二者所需氧化剂量相当)，在气化效率上本发明将更具竞争力。因此，相对DTU技术本发明所揭示的气化方法和气化装置可具低的设备成本、低的运转能耗、强的对应灵活处理量和多样燃料的能力(特别是可对应大处理量，DTU很难且通常仅适于处理高挥发分燃料)、高的气化效率、和相当的产品气品质。同时，相对采用温克勒炉的DTU技术(一般常压操作)，本发明的气化方法和技术可操作在包括高压在内的任何压力下。

Claims (22)

1、一种制备无焦油产品气的贫氧流化燃烧下吸式气化方法，其特征在于，该气化方法包括：前置的贫氧流化燃烧阶段和其下游的下吸式固定床后气化阶段；所述前置的贫氧流化燃烧阶段为：燃料从流化床燃烧器的燃料加入口加入，与从流化床燃烧器底部氧化剂加入口加入的氧化剂在该流化床燃烧器中相互作用进行贫氧流化燃烧，生成半焦和含焦油的半成气；

所述下游的下吸式固定床后气化阶段为：在前置的贫氧流化燃烧阶段所生成的未经分离的半焦和含焦油半成气在高温状态下被输送到下游的下吸式固定床气化炉中，在该气化炉中进行半焦气化，同时利用高温半焦的催化作用对随半成气带入的焦油进行改质和热分解，生成不含焦油的产品气。

2、按权利要求1所述的制备无焦油产品气的贫氧流化燃烧下吸式气化方法，其特征在于，在所述前置的贫氧流化燃烧阶段，加入燃料的同时按燃料所含硫摩尔数的0-20倍加入含有碱金属、碱土金属或稀有元素金属的矿物质及其烧成氧化物的催化吸收剂。

3、按权利要求1所述的制备无焦油产品气的贫氧流化燃烧下吸式气化方法，其特征在于，向所述前置的贫氧流化燃烧阶段的流化床燃烧器中所供入的氧化剂中的氧气摩尔数为完全燃烧供入该燃烧器的燃料所需要的氧气摩尔数的10％至40％。

4、按权利要求1所述的制备无焦油产品气的贫氧流化燃烧下吸式气化方法，其特征在于，向下游的下吸式固定床后气化阶段加入燃料。该燃料量不超过向前置贫氧流化燃烧器所供给的燃料。

5、按权利要求1所述的制备无焦油产品气的贫氧流化燃烧下吸式气化方法，其特征在于，向下游的下吸式固定床后气化阶段的下吸式固定床气化炉或在向该气化炉输送未经分离的高温半焦和含焦油半成气的过程中加入气化剂；该气化剂与自前置的贫氧流化燃烧阶段流化床燃烧器输送而来的半焦的摩尔比为0.0-3.0。

6、按权利要求1所述的制备无焦油产品气的贫氧流化燃烧下吸式气化方法，其特征在于，向下游的下吸式固定床后气化阶段的下吸式固定床气化炉加入氧化剂；该氧化剂中所含氧气与自前置的贫氧流化燃烧阶段流化床燃烧器输送而来的半焦的摩尔比为0.0-0.4。

7、按权利要求1-4所述的制备无焦油产品气的贫氧流化燃烧下吸式气化方法，其特征在于，所述的燃料为固体燃料，包括煤、生物质、城市垃圾、高含水固体废弃物，和一种或数种这些固体燃料与其它气液态燃料或废弃物的混合物。

8、按权利要求1、3或所述的制备无焦油产品气的贫氧流化燃烧下吸式气化方法，其特征在于，所述的氧化剂为含氧气的任何气体，包括纯氧、空气、煤层气、垃圾场排气、或它们的混合物。

9、按权利要求5所述的制备无焦油产品气的贫氧流化燃烧下吸式气化方法，其特征在于，所述的气化剂为水蒸汽、CO₂或二者的混合物。

10、按权利要求1所述的制备无焦油产品气的贫氧流化燃烧下吸式气化方法，其特征在于，所述前置的贫氧流化燃烧阶段的流化床操作温度为600-1300℃。

11、按权利要求1所述的制备无焦油产品气的贫氧流化燃烧下吸式气化方法，其特征在于，所述下游的下吸式固定床后气化阶段的下吸式固定床气化炉的操作温度为700-1500℃。

12、按权利要求1或9所述的制备无焦油产品气的贫氧流化燃烧下吸式气化方法，其特征在于所述气化方法的操作压力为从大气压到所述气化剂超临界气压之间的任何压力。

13、一种用于权利要求1所述的制备无焦油产品气的贫氧流化燃烧下吸式气化方法的气化装置，其特征在于，该装置包括：

一个前置的流化床燃烧器(3)；

至少一个或一个以上的复数个设置于该前置的流化床燃烧器(3)下游的下吸式固定床气化炉(1)；以及

连通所述流化床燃烧器(3)和至少一个或一个以上的复数个下吸式固定床气化炉(1)的半焦和半成气输送通道(5)；

在所述流化床燃烧器(3)器壁上远离半焦和半成气输送通道(5)的一侧或流化床燃烧器(3)器壁顶部中心处设有第一燃料加入口(A)；在所述流化床燃烧器(3)底端设有第一氧化剂加入口(B)；

所述下吸式固定床气化炉(1)内下部设有除渣灰器(6)，位于除渣灰器(6)下方的渣灰产品气分离室(7)的底端和侧壁上分别设有渣灰排除口(C)和产品气排出口(D)。

14、按权利要求13所述的气化装置，其特征在于，在所述下吸式固定床气化炉(1)的顶端设有第二燃料加入口(G)。

15、按权利要求13所述的气化装置，其特征在于，在所述下吸式固定床气化炉(1)的上部设有气化剂加入口(F)。

16、按权利要求13所述的气化装置，其特征在于，在所述下吸式固定床气化炉(1)的侧壁上设有第二氧化剂加入口(E)。

17、按权利要求13-16所述的气化装置，其特征在于，在所述流化床燃烧器(3)内的流化床层(4)内设置一垂向溢流挡板(11)，所述垂向溢流挡板(11)与所述流化床燃烧器(3)器壁之间形成一溢流通道(111)；所述的半焦和半成气输送通道(5)与所述溢流通道(111)相连通。

18、按权利要求13-16所述的气化装置，其特征在于，所述的半焦和半成气输送通道(5)直接连通于下吸式固定床气化炉(1)顶部中央；并在所述的半焦和半成气输送通道(5)的出口处设置一颗粒分布器(13)。

19、按权利要求13-16所述的气化装置，其特征在于，所述的半焦和半成气输送通道(5)接近下吸式固定床气化炉(1)顶端的部分分为多支分输送通道(14)，该多支分输送通道(14)与所述下吸式固定床气化炉(1)顶端相连通。

20、按权利要求13-16所述的气化装置，其特征在于，在所述流化床燃烧器(3)的内部接近燃料加入口的一侧设置一垂向分隔挡板(12)。

21、按权利要求13-16所述的气化装置，其特征在于，在所述流化床燃烧器(3)内的中心处设置一垂向放置的环周型挡板(15)。

22、按权利要求13-16所述的气化装置，其特征在于，所述流化床燃烧器(3)与下游的一个下吸式固定床气化炉(1)一对一结合成一体结构，或可相互分离分别设置。

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