WO2008138166A1

WO2008138166A1 - Système de four de génération de gaz de houille à lit fluidisé et circulation de charbon

Info

Publication number: WO2008138166A1
Application number: PCT/CN2007/001546
Authority: WO
Inventors: Zhiping Xie
Original assignee: Foshan Keda Energy Resource Machinery Co., Ltd.
Priority date: 2007-05-14
Filing date: 2007-05-14
Publication date: 2008-11-20
Also published as: US20100058662A1; EP2147965A4; MY162693A; EP2147965B1; EP2147965A1; AU2007353259A1

Description

循环煤流化床煤气发生炉系统

技术领域

本发明涉及一种煤气发生炉系统，特别是一种循环煤流化床煤气发生炉系统。背景技术

现有技术粉煤气化煤气发生炉的热量一般用于生产蒸汽，再将蒸汽和空气作为气化剂通入炉内生产半水煤气或水煤气。由于煤气热量很大，使生产的蒸汽量大大超过生产煤气反应的需要量。虽然剩余的蒸汽可以用于其他生产供汽，但使生产煤气的煤耗增高，煤耗在 0. 3 Kg/Nm³ ~ 0. 4Kg/Nm³以上。

另外，现有技术煤气发生炉所用气化剂的温度一般在 65 °C ~ 120 °C , 在炉内反应时，气化剂温度需要升到 1000 °C - 11 00 'C , 期间消耗了大量的反应热量，进一步增加了生产煤气的煤耗。发明内容

本发明的目的是提供一种循环煤流化床煤气发生炉系统，有效解决现有煤气发生炉系统生产煤气中煤耗高等技术缺陷。

为了实现上述目的，本发明提供了一种循环煤流化床煤气发生炉系统，包括依次连接的煤气发生炉、高温分离器、换热器、低温分离器和废热锅炉，所述煤气发生炉上设置有向炉内送入高温气化剂的一次风口和至少一个二次风口，还设置有向炉内送入循环煤的循环煤入口，所述一次风口和二次风口与所述换热器连接，所述循环' j^A口分别与高温分离器、 4氐温分离器和换热器连接。

所述煤气发生炉上设置有煤气出口、下原煤入口和至少一个上原煤入口，所述下原煤入口和上原煤入口与送煤机连接，所述煤气出口与高温分离器连接。

所述高温分离器和循环煤入口之间、所述低温分离器和循环煤入口之间分别设置有星形给料机。

所述换热器还分别与空气鼓风机和废热锅炉连接。

其中，还包括与所述废热锅炉连接的文丘里除尘器和与所述文丘里除尘器连接的洗涤塔，所述洗涤塔的下部设置有沉降槽，所述沉降槽的下部设置出渣机，洗漆塔的冷却水入口和冷却水出口间连接有冷却塔。

进一步地，在所述一次风口和二次风口处进入炉内的气化剂温度为 750 °C ~ 850°C。更进一步地，在所述一次风口处进入炉内的一次气化剂量为换热器处总气化剂量的 50% ~ 60%，在所述二次风口处进入炉内的二次气化剂量为换热器处总气化剂量的 35% ~ 45%, 在所述循环煤入口进入炉内的气化剂量为换热器处总气化剂量的 5%。

在上述技术方案基础上，所述煤气发生炉包括炉体，炉体的底部连接进气室，炉体和进气室之间设置风帽，所述一次风口设置在进气室，所迷下原煤入口设置在炉体的浓相段中。

所述二次风口为 1 ~ 4个，其中一个二次风口位于炉体的浓相段与稀相段之间，其余的二次风口设置在炉体的稀相段中。

所述循环煤入口设置在炉体的浓相段中。

所述上原煤入口设置在炉体的稀相段中。

所述循环煤入口处设置有斜管，所述斜管通过管道与星形给料机连接，所述斜管与炉体轴线的夹角为 20° ~ 30° 。

所述炉体的内部为上大下小结构，上部横断面积是下部横断面积的 4 ~ 6 倍。

所述炉体上部设置有防爆膜口，炉体下部设置有下渣管。

所述风帽上设置有 6 ~ 8个喷孔，所述喷孔直径为 4瞧 ~ 6麵。

本发明提出了一种两次进风、两处进煤、两次分离且粉煤循环的循环煤流化床煤气发生炉系统，入炉的气化剂与出炉的煤气经热交换，使入炉的气化剂温度达到 750°C ~ 850°C , 因此粉煤与气化剂的反应热量消耗比常温气化剂低 20% ~ 30%, 而且煤气的可燃成份较常温气化剂的混合煤气高 20% ~ 30%₀ 具体地，本发明将出煤气炉的 950°C ~ 1100。C煤气与 60°C - 10(TC的气化剂通过换热器进行换热，换热后的气化剂温度上升达到 750°C ~ 850Ό , 温度下降至 ~ 500°C的煤气再进入废热锅炉生产水蒸汽，从废热锅炉出来后煤气温度降至 150°C左右，进入文丘里除尘器和洗涤塔除尘，最后脱硫后送往用户。通过煤气和气化剂热交换，煤气热量供给气化剂，气化剂温度上升导致蒸汽含量增大，与煤的反应速度加快，不仅使煤气发生炉煤耗低、煤气成份好，更主要的是有效回收了煤气中的热量，使煤耗下降 20% ~ 40%。与使用常温气化剂的现有技术煤气炉的煤耗 0. 3 Kg/Nm³ - 0. 4 Kg/Nm³相比，本发明混合煤气的煤耗下降至 0. 22 Kg/Nffl³ ~ 0. 25 Kg/Nm³ ₀ 此外，本发明通过设置下原煤入口和至少一个上原煤入口以及采用高温、低温两次分离，使煤气携带的粉煤量大幅度降低，而且分离下来的粉煤又重新入炉，因此进一步降低了煤气发生炉的煤耗。本发明煤气发生炉通过设置通入高温气化剂的一次风口和二次风口、下原煤入口和上原煤入口，以及设置引入循环煤的循环煤入口，使粉煤在炉中始终是循环流动的，反复经受燃烧和化学反应，因此燃烧充分、热效率高。进一步地，本发明炉体为上大下小的锥形结构，上部横断面积是下部横断面积的 3 - 7倍左右，不仅可以分离下来大于 0. 5mm的粉煤，而且使炉体上部煤气速度低至 0. 2 ni/s ~ 0. 25m/s , 仅为下部速度的 20%, 煤气在炉中停留时间长，气化时间长，进一步提高了煤气成份。本发明还采用了高温分离和低温分离并用的两级分离方案,使煤气中携带的粉煤量大幅度降低，高温分离效率为 99%, 低温分离效率在 90%, 总效率为 99. 9%，余煤量仅为总量的 0. 2%以下，且分离下来的粉煤又重新入炉，形成循环煤，大幅度降低了煤耗。本发明由空气加蒸汽的气化剂生产的混合煤气热值在 5600 KJ/Nm³ ~ 6000 J/Nm³, ( 1350 kcal / Nra³ - 1450kcal / Nra³ ), 煤耗低，热值高，生产效率高，成本低。

本发明煤气炉可大型化，受热部件采用耐火材料制作，造价低，使用寿命长，飞灰损失小，煤利用率高达 95%, 热利用率也高达 90%，当用富氧空气加水蒸汽作为气化剂时可以生产半水煤气，当用纯氧加水蒸汽作为气化剂时则可以生产水煤气，煤气经两级干式除尘后又经文丘里除尘器及洗涤塔湿式除尘并进行脱硫操作，因此煤气含尘量小于 5mg/m³，含硫量也低于 10 mg/m³。

下面通过附图和实施例，对本发明的技术方案做进一步的详细描述。附图说明

图 1为本发明结构示意图；

图 2为本发明煤气发生炉的结构示意图。

附图标记说明：

1一送煤机； 2- -煤气发生炉； 3- -高温分离器；

4一低温分离器； 5- -换热器； 6- -废热锅炉；

7—文丘里除尘器； 8- -洗涤塔； 9- -沉降槽；

10—冷却塔； 11- -出渣机； 12- -空气鼓风机；

13—星形给料机； 14-一水泵； 15-一汽包；

20—炉体； 21- ——次风口； 22-一二次风口；

23—循环煤入口； 24A—下原煤入口； 24B—上原煤入口；

25—煤气出口； 26-一斜管； 27-一下渣管；

28—防爆膜口； 29-一风帽。具体实施方式

图 1为本发明结构示意图。如图 1所示，本发明循环煤流化床煤气发生炉系统主体结构包括依次连接的送煤机 1、煤气发生炉 2、高温分离器 3、换热器 5、低温分离器 4、废热锅炉 6、文丘里除尘器 7和洗涤塔 8，原煤由送煤机 1送入煤气发生炉 2反应生成煤气，该煤气经过在高温分离器 3中分离煤粉、在换热器 5中加热气化剂、在低温分离器 4中再次分离煤粉、在廈热锅炉 6中制造蒸汽，最后通过文丘里除尘器 5和洗涤塔 6进行除尘和洗涤后向用户输送。煤气发生炉 2上设置有一次风口 21、至少一个二次风口 22和循环煤入口 23, 向煤气发生炉 1送入高温气化剂的一次风口 21和二次风口 22通过管道与换热器 5连接，将经过换热器 5加热至 750°C ~85(TC左右的高温气化剂送入煤气发生炉 2; 向煤气发生炉 2送入循环煤的循环煤入口 23通过管道与高温分离器 3和低温分离器 4连接，将高温分离器 3和低温分离器 4分离出的粒度大于 ΙΟμηι的粉煤粉煤重新送入煤气发生炉 2, 同时循环煤入口 23还通过管道与换热器 5连接，将 750°C ~ 85(TC左右的高温气化剂与循环煤一同送入煤气发生炉 2。

本发明上述技术方案提供了一种两次进风、两次分离且粉煤循环的煤气发生炉系统，一方面通过出炉的煤气和入炉的气化剂热交换，将出炉的煤气热量供给入炉的气化剂，将气化剂的温度加热至 750°C ~ 850°C左右，使煤气发生炉煤耗低，煤气成份好；另一方面通过采用高温、低温两次分离，使煤气携带的粉煤量大幅度降低，而且分离下来的粉煤又重新入炉，因此进一步降低了煤气发生炉的煤耗。

图 2为本发明煤气发生炉的结构示意图。如图 2所示，煤气发生炉 1包括炉体 20, 炉体 20上设置有一次风口 21、至少一个二次风口 22、循环煤入口 23、下原煤入口 24A和至少一个上原煤入口 24B,顶部设置有煤气出口 25。一次风口 21和二次风口 22用于向炉内输送高温气化剂，循环煤入口 23用于向炉内输送经分离的粒度大于 ΙΟμιη的粉煤，下原煤入口 24Α和上原煤入口 24Β与送煤机 1 连接，用于将原煤送入炉内，煤气出口用于输出高温煤气。具体地，炉体 20 的底部连接进气室，炉体和进气室之间设置风帽 29, —次风口 21设置在进气室，下原煤入口 24Α和循环煤入口 ²³设置在靠近风帽 ²⁹ 的浓相段，部分二次风口 22和上原煤入口 2«设置在浓相段上部的稀相段。一次风口 21将 750°C ~ 850°C的气化剂送入进气室并进入风帽 29内部，在风帽箱间气速达 2m/s ~ 3m/s , 通过风帽箱喷孔喷出的气化剂风速达 30m/s ~ 50m/s , 因此粒度达 10 mm的粉煤就沸腾起来，形成流化状态。在离风帽箱 5 Omm ~ 8 Omra区间气化剂中的氧全部与粉煤燃烧掉 , 进一步就是蒸汽、二氧化碳与煤反应，因为是高温区，所以二氧化碳绝大部分变为一氧化碳，蒸汽则变为氢气及一氧化碳气体，煤中的挥发物变成气体，在高温下裂解为曱烷等气体。本实施例中，风帽 29可以采用 lCr l8Ni 9Ti不锈钢，内有 4mm ~ 6瞧直径的喷孔 6 ~ 8个，风帽与炉体底盘的联接是打入配合，风帽之间联接用混凝土固定。

炉体 20上设置的二次风口 22可以是 1 ~ 4个，其中下部的一个二次风口设置在炉体的浓相段与稀相段之间，其余的二次风口设置在炉体的稀相段中。下原煤入口 24A和循环煤入口 23设置在炉体 20的浓相段，从下原煤入口 24A 和循环煤入口 23向炉体 20内送入粉煤，循环煤入口 23同时通入气化剂使循环煤燃烧升温并入炉中。上原煤入口 24B设置在炉体的稀相段中，上原煤入口 24B 和下原煤入口 24A 之间的距离为 4000mm ~ 5000mm, 优选的距离是 4700隱。在本发明开车工作时，粉煤由下原煤入口 24A送入，当一段时间运行正常后，下原煤入口 24A停止供煤，由上原煤入口 24B从上部送入粉煤或粘煤，浓相段的煤主要来源于循环煤入口 23送入的循环煤，由于下部温度由循环煤控制，因此上原煤入口 24B附近区域的温度高，有效提高了反应效率。上原煤入口 24B送入的煤可以是粉煤，也可以是粘煤，本实施例优选采用粘煤。本发明采用上原煤入口 24B送煤的作用体现在：（1 ) 当用不粘煤作原料时，炉下部的循环煤来控制下部炉温，循环煤量可以大到原煤量的 20 - 40倍，这样将循环煤用掉可以节省系统用煤；（ 2 )如果用粘煤从下原煤入口 24A入炉，由于粘煤在调温时析出粘结的液体（煤焦油）在炉下会将煤结成块造成结焦，而本发明由上原煤入口 9在稀相段送入粘煤，粘煤在稀相段迅速地将粘结液分解成气体而不会产生粘结现象；（3 ) 粘煤挥发份可达 50%, 因此煤气的成份和热值大幅度提高。上原煤入口 24B可以是 1 - 3个，根据进煤量确定。循环煤入口 23处连接一斜管 26 , 斜管 26与炉体轴线的夹角 α为 20。 ~ 30° , 使斜管 26中粉煤的高度超过炉内浓相段高度，由此斜管 26将经高温分离器和低温分离器分离下来的粒度大于 Ι Ο μ πι的粉煤送入炉中，并由通入斜管中的气化剂送入炉中产生燃烧。本实施例中，斜管 26直径为 200瞧，里面是不锈钢管，外面是炭钢管，中间衬隔热层，入炉下部接气化剂气体，气化剂进风口直径约 57咖，使粉煤靠自重及气体喷射入炉。上述技术方案通过加入二次高温气化剂使煤气的温度升高，供水蒸汽与煤气化时提供热量并将部分细粉煤燃烧掉 , 尽量减少煤气携带出炉的煤量

本实施例中，通过一次风口 21 进入炉内的气化剂量约为总气化剂量的

50% - 60%, 其余 35% ~ 45°/。的气化剂在二次风口 22处入炉, 另外 5°/。左右的气化剂在循环煤入口 23处入炉，总气化剂量是换热器空气出口的气化剂量。

炉体 20下部设有下渣管 27，将炉中的石渣及煤中的粗粒煤由此卸下。炉体 20上部装有防爆膜口 28 , 防止操作中失误使炉中煤气与空气产生爆炸，即使产生爆炸，爆炸的气体将从炉体上部防爆膜口 28喷出而不会从炉中下部喷出，避免烧伤搡作人员。由于炉体的内部温度在 90CTC ~ 110(TC , 因此炉体 20内设有耐火砖层，耐火砖与炉体之间设立了隔热层进行隔热，可使炉体外表温度在 60°C以下。炉顶是圓拱形，用圓拱形耐火砖砌上，并有隔热层，此耐火层支撑在炉体上，因此尽管受热膨胀，膨胀只在隔热层中进行。

本发明煤气发生炉 1炉体 20内部为上大下小的锥形结构，炉内上部的横断面积是下部的横断面积的 3 ~ 7倍，优选为 5倍，使煤气在炉内上部区段的流速低至 0. 2 ra/s ~ 0. 25m/ s ,该速度仅为下部速度的 20%，一方面将大于 0. 5mm 的粉煤分离下来，在炉内循环反应，同时使粉煤在炉中的停留时间至 30分钟以上，煤气的成份及粉煤的化学反应均有保证，另一方面使煤气在炉中停留的时间达到 10秒左右，因此气化时间长，煤气的成份好。

高温分离器 3上设置有高温分离器煤气入口、高温分离器煤气出口和高温分离器粉煤出口，高温分离器煤气入口通过管道与煤气发生炉 2的煤气出口 25连接，使煤气进入高温分离器 3。高温分离器粉煤出口设置有星形给料机 13, 星形给料机 13通过管道和斜管 26与煤气发生炉 2的循环煤入口 23 连接，通过控制下煤量将经高温分离器 3分离下来的粉煤送回煤气发生炉 2。本实施例中，高温分离器 3可以采用定量异形管进口，也称之为 E型旋风除尘器，内衬耐火隔热层，顶盖上是耐火水泥，中心管是耐高温材料 lCr25Ni20 钢。星形给料机 13也是耐高温结构，主轴是中空的空心轴，内是水冷却，外壳是耐高温不锈钢内衬硅酸铝纤维板，因此外壳温度仅 50°C ~ 60°C , 端面密封还可防止煤气泄漏。高温分离器 3可将粒度大于 10 μ ιη的粉煤全部分离出来，分离效率可达 99%。

换热器 5上设置有换热器煤气入口、换热器煤气出口、换热器空气入口和换热器空气出口，来自高温分离器 3的高温煤气和送入煤气发生炉 2的气化剂在换热器 5 内换热。具体地，换热器煤气入口通过管道与高温分离器 3 的高温分离器煤气出口连接，使从高温分离器 3 出来的高温煤气进入换热器 5换热；换热器空气入口连接有空气鼓风机 12 , 换热器空气出口通过管道与煤气发生炉 1的一次风口 21和二次风口 22连接，同时通过管道与煤气发生炉 2的循环煤入口 23连接，经过换热器 5换热的气化剂送入煤气发生炉 2的 —次风口 21和二次风口 22以及循环煤入口 23。经上述热交换后，煤气温度由 900°C ~ 1000°C下降至 400°C ~ 50(TC , 气化剂温度由 60°C ~ 100°C上升达到 75(TC ~ 85(TC。换热器 5可以采用列管式并流或逆流换热器，当采用列管式并流换热器时，列管温度在 750°C以下，列管材料为 lCrl8Ni 9Ti钢，本实施例中，换热器 5 采用列管式逆流换热器，列管材料为耐 90(TC ~ 1000°C高温的渗铝 lCrl8Ni 9Ti钢或 lCr25Ni 20钢。

低温分离器 4上设置有低温分离器煤气入口、低温分离器煤气出口和低温分离器粉煤出口，低温分离器煤气入口通过管道与换热器 5的换热器煤气出口连接，使煤气进入低温分离器 4。低温分离器粉煤出口设置有星形给料机 13, 星形给料机 13通过管道与煤气发生炉 2的循环煤入口 23连接，以将经低温分离器 4分离下来的粉煤送回煤气发生炉 2。本实施例中，低温分离效率在 90%，低温分离器 4将煤气中绝大部分的煤分离下来，仅剩有部分颗粒小于 5 μ ηι的细煤。

本发明上述高温分离和低温分离并用的两级分离方案，使煤气中携带的粉煤量大幅度降低，高温分离效率为 99»/。，低温分离效率在 90% , 总效率为 99. 9% 余煤量仅为总量的 0. 2%以下，而且分离下来的粉煤又重新入炉，形成循环煤，大幅度降低了煤耗。由于进入换热器 5的煤气仅含有粒度小于 10 μ πι的粉煤，所以对换热器 5的磨损很小，提高了换热器 5 的换热效率和使用寿命。

废热锅炉 6通过管道与低温分离器 4的低温分离器煤气出口连接，从低温分离器 4出来的煤气在廈热锅炉 6中将热量传给水，使水变成水蒸汽。水蒸汽通过汽包 15将蒸汽送入换热器空气入口，与来自空气鼓风机 12的空气混合后被加热。进入废热锅炉 6的煤气温度在 400 °C ~ 500°C , 从废热锅炉 6 流出的煤气温度在 150°C左右，因此具有足够的热量提供足够量的蒸汽供生产煤气使用。

文丘里除尘器 7通过管道与废热锅炉 6连接，从废热锅炉 6出来的煤气在文丘里除尘器 7中与水接触，洗涤煤气中的粉煤。 150°C左右的煤气进入文丘里除尘器 5后，温度降至 50°C ~ 60°C , 此时煤气中 0 ~ 5 μ ηι的粉煤的 90% 均被水洗涤掉。洗涤塔 8上设置有洗涤塔煤气入口、洗涤塔煤气出口、洗涤液出口、冷却水入口和冷却水出口 , 洗涤塔煤气入口通过管道与文丘里除尘器 7连接，进一步洗涤煤气中的粉煤，经洗涤的煤气通过洗涤塔煤气出口送往用户使用，此时煤气离开洗涤塔 8时含煤量仅 5mg/Nm³左右。洗涤液出口设置有沉降槽 9 , 使粉煤沉淀下来，再进入过滤器将浓缩的湿粉煤过滤后通过出渣机 11排出，出渣机可以是真空过滤机。冷却氷入口和冷却水出口间连接有冷却塔 10 , 洗涂塔 8 内的冷却氷由冷却氷出口进入冷却塔 10冷却，冷却后由冷却水入口返回到洗涤塔 8内。本实施例中，洗涂塔 8采用填料及旋流形式，按塔的大小来确定使用方式，洗漆塔下部洗涤液入沉降槽 9 , 由于断面增大，所以水的流速低至 0. 02m/s，因此粉煤往下沉，水往上走进入塔冷却 10后由水泵 14打入洗涤塔 8及文丘里除尘器 7中进行洗潦。由此可见，煤气经两级干式除尘后又经文丘里及洗涤塔湿式除尘并进行脱^ ^操作 , 使煤气含尘量小于 5mg/m³，含硫量低于 10 mg/m³。

在上述技术方案基础上，如果入炉的煤含水量大于 8%，则可在原煤入口 24前设置干燥装置。另外，还可设置一些仪表及自控系统使本发明实现系统全部自动调节控制，不再赘述。

最后应说明的是：以上实施例仅用以说明本发明的技术方案而非限制，尽管参照较佳实施例对本发明进行了详细说明，本领域的普通技术人员应当理解，可以对本发明的技术方案进行修改或者等同替换，而不脱离本发明技术方案的精神和范围。

Claims

权利要求书

1. 一种循环煤流化床煤气发生炉系统，其特征在于，包括依次连接的煤气发生炉、高温分离器、换热器、低温分离器和废热锅炉，所述煤气发生炉上设置有向炉内送入高温气化剂的一次风口和至少一个二次风口，还设置有向炉内送入循环煤的循环煤入口，所述一次风口和二次风口与所述换热器连接，所述循环煤入口分别与高温分离器、低温分离器和换热器连接。

2.如权利要求 1所述的循环煤流化床煤气发生炉系统，其特征在于，所述煤气发生炉上设置有煤气出口、下原煤入口和至少一个上原煤入口，所述下原煤入口和上原煤入口与送煤机连接，所述煤气出口与高温分离器连接。

3.如权利要求 1所述的循环煤流化床煤气发生炉系统，其特征在于，所述高温分离器和循环煤入口之间、所述低温分离器和循环煤入口之间分别设置有星形给料机。

4.如权利要求 1所述的循环煤流化床煤气发生炉系统，其特征在于，所述换热器还分别与空气鼓风机和废热锅炉连接。

5.如权利要求 1所述的循环煤流化床煤气发生炉系统，其特征在于，还包括与所述废热锅炉连接的文丘里除尘器和与所述文丘里除尘器连接的洗涤塔，所述洗涤塔的下部设置有沉降槽，所述沉降槽的下部设置出渣机，洗涤塔的冷却水入口和冷却水出口间连接有冷却塔。

6.如权利要求 1所述的循环煤流化床煤气发生炉系统，其特征在于，在所述一次风口和二次风口处进入炉内的气化剂温度为 75 (TC ~ 85 0 °C。

7.如权利要求 1所述的循环煤流化床煤气发生炉系统，其特征在于，在所述一次风口处进入炉内的一次气化剂量为换热器处总气化剂量的 5 0% ~ 60% , 在所述二次风口处进入炉内的二次气化剂量为换热器处总气化剂量的 35% - 45% , 在所述循环煤入口进入炉内的气化剂量为换热器处总气化剂量的

8.如权利要求 1 ~ 7 中任一权利要求所述的循环煤流化床煤气发生炉系统，其特征在于，所述煤气发生炉包括炉体，炉体的底部连接进气室，炉体和进气室之间设置风帽，所述一次风口设置在进气室，所述下原煤入口设置在炉体的浓相段中。

9.如权利要求 S所述的循环煤流化床煤气发生炉系统，其特征在于，所述二次风口为 1 ~ 4个，其中一个二次风口位于炉体的浓相段与稀相段之间，其余的二次风口设置在炉体的稀相段中。

10. 如权利要求 8所述的循环煤流化床煤气发生炉系统，其特征在于，所述循环煤入口设置在炉体的浓相段中。

11. 如权利要求 8所述的循环煤流化床煤气发生炉系统，其特征在于，所述上原煤入口设置在炉体的稀相段中。

12. 如权利要求 8所述的循环煤流化床煤气发生炉系统，其特征在于，所述循环煤入口处设置有斜管，所述斜管通过管道与星形给料机连接，所述斜管与炉体轴线的夹角为 20° ~ 30° 。

13. 如权利要求 8所述的循环煤流化床煤气发生炉系统，其特征在于，所述炉体的内部为上大下小结构，上部横断面积是下部横断面积的 3 ~ 7倍。

14. 如权利要求 8所述的循环煤流化床煤气发生炉系统，其特征在于，所述炉体上部设置有防爆膜口，炉体下部设置有下渣管。

15. 如权利要求 8所述的循环煤流化床煤气发生炉，其特征在于，所述风帽上设置有 6 ~ 8个喷孔，所述喷孔直径为 4腿 ~ 6隱。 '

16. 如权利要求 8所述的循环煤流化床煤气发生炉，其特征在于，所述上原煤入口和下原煤入口之间的距离为 4000隱〜 5000瞧。