CN108342208B - 一种处理生物质燃料的固定床熔渣气化炉及其处理方法 - Google Patents

Abstract

本发明提供了一种处理生物质燃料的固定床熔渣气化炉及其处理方法，所述固定床熔渣气化炉包括加料口、底板、搅拌装置、内筒、外筒、空气进口管、隔离板、煤气出口、气化剂喷嘴和熔渣排出口。本发明通过对固定床熔渣气化炉内结构进行改造，利用环隙干馏区的强化干馏和持续干馏区的持续干馏完成生物质挥发份的脱除，并对分离收集的尘和/或油进行了部分循环干馏，使得其可以更好的适应高挥发份含量的生物质成型颗粒的气化。

Description

一种处理生物质燃料的固定床熔渣气化炉及其处理方法

技术领域

本发明属于生物质气化领域，涉及一种处理生物质燃料的固定床熔渣气化炉及其处理方法，尤其涉及一种对高挥发份的生物质进行强化干馏的处理生物质燃料的固定床熔渣气化炉及其处理方法。

背景技术

目前，面对工业化发展中矿物燃料引起的化石能源日益枯竭以及环境问题日益严重，生物质作为仅次于煤炭、石油以及天然气的世界第四大能源，具有可高效廉价浓缩太阳能、减轻温室气体及有害气体排放、易于转化为常规燃料以及全球资源潜在可用量巨大等优点，是可持续发展中一种相当理想的清洁可再生能源。

生物质的利用主要利用物化转换技术，其中以生物质焚烧发电、发酵制沼气等的开发为主。气化炉主要分为固定床气化炉、流化床气化炉和气流床气化炉等，主要应用于煤化工领域。

由于生物质的固定碳含量非常低、挥发分含量高、灰分低、流动性差等原因，使用现有的带布煤搅拌器装置的固定床熔渣气化炉(如图1以及CN 105038858A中所述的固定床熔渣气化炉，因其干馏区较短)会导致气化生物质颗粒原料产合成气和油品还不能适应其挥发份含量太高以及粗产品气粉尘夹带严重、难以控制等问题。同时，由于现有的固定床熔渣气化炉的干馏区较短，炉内换热时间短，其燃烧区和气化区会因为挥发份高而气化和燃烧不充分，使生成的原料气温度不高，对生物质的干馏也进一步变差，进而使粗煤气温度过低；而一旦气化炉中仅部分燃烧和气化，那么会导致偏流，粗煤气温度偏高且夹带粉尘严重，影响下游设备正常运行和从水中分离油和/或尘的效果。

发明内容

针对现有固定床熔渣气化炉不适用高挥发份、低固定碳的生物质型燃料，粉尘夹带严重，干馏不充分，产油率低等问题，本发明提供了一种处理生物质燃料的固定床熔渣气化炉及其处理方法。本发明通过对固定床熔渣气化炉炉内结构进行改造，利用环隙干馏区的强化干馏和持续干馏区的持续干馏完成生物质挥发份的脱除，并对分离收集的尘和/或油进行了部分循环干馏，使得其可以更好的适应高挥发份含量的生物质成型颗粒的气化。

为达此目的，本发明采用以下技术方案：

第一方面，本发明提供了一种处理生物质燃料的固定床熔渣气化炉，所述固定床熔渣气化炉包括加料口、底板、搅拌装置、内筒、外筒、空气进口管、隔离板、产品气出口管、气化剂喷嘴和熔渣排出口；

其中，气化炉顶部设置加料口，气化炉底部设置熔渣排出口；气化炉内上部设置底板，底板上方的区域形成物料缓冲区，底板上开有落料口，气化炉顶部设置搅拌装置，搅拌装置向下穿过底板；气化炉内设带有顶板的内筒和套于内筒外的外筒；内筒内的区域为中空环流区，内筒和外筒之间构成环隙，环隙由上至下依次为环隙干燥区、环隙干馏区和空气燃烧区，内筒和外筒在环隙干馏区对应的区域均独立地开孔，空气燃烧区处设有从气化炉外伸入外筒内的空气进口管；所述外筒底部与气化炉内壁之间设有隔离板，隔离板、外筒、气化炉中上部内壁以及底板之间区域构成产品气汇集区，于产品气汇集区处的气化炉炉壁上开设产品气出口管；

所述内筒和外筒下方的气化炉内区域由上至下依次为持续干馏区、气化区、燃烧区和熔渣区；所述燃烧区的气化炉炉壁上设有气化剂喷嘴。

以下作为本发明优选的技术方案，但不作为本发明提供的技术方案的限制，通过以下技术方案，可以更好地达到和实现本发明的技术目的和有益效果。

作为本发明优选的技术方案，所述底板包括与气化炉内壁连接的第一倾斜环状底板、与搅拌装置联接的第二倾斜环状底板和连接于第一倾斜环状底板和第二倾斜环状底板之间的开有落料口的连接底板。

优选地，所述连接底板上开有的落料口为固定落料口。

优选地，所述固定落料口的个数≥2个，优选为4个。

优选地，所述固定落料口以气化炉中心轴对称设置。

优选地，所述固定落料口为物料缓冲区的最低处。

优选地，所述搅拌装置设置于气化炉顶部中心轴位置。

优选地，所述搅拌装置包括搅拌轴和旋转落料口，搅拌轴向下穿过底板并连接旋转落料口。

优选地，所述旋转落料口与内筒和外筒之间的环隙对应。

优选地，所述旋转落料口与底板上的落料口对应。

作为本发明优选的技术方案，所述内筒的顶板与搅拌装置联接。

优选地，所述内筒的顶板与搅拌装置中的搅拌轴联接。

优选地，所述内筒的顶板呈圆锥形。

优选地，所述内筒和外筒之间构成的环隙面积为气化炉横截面积的0.45倍～0.55倍。

优选地，所述外筒通过固定组件固定于气化炉上。

优选地，所述外筒底部的直径大于上部的直径。

优选地，所述空气进口管伸入外筒内的距离小于外筒底部与外筒上部之间的半径差。

优选地，所述空气进口管向下倾斜，且与所在气化炉横截面之间的夹角α为0～8°。

优选地，所述空气进口管的数量为气化炉内径的3倍～4倍。

优选地，所述空气进口管在所在气化炉横截面上均匀排列分布。

作为本发明优选的技术方案，所述内筒中下部区域的开孔率为15％～25％。

优选地，所述外筒中下部区域的开孔率为2％～8％。

优选地，所述外筒上开孔的孔径小于内筒上开孔的孔径。

优选地，所述内筒在环隙干馏区对应区域的开孔总面积为内筒底面面积的0.9倍～1.2倍。

优选地，所述外筒在环隙干馏区对应区域的开孔总面积为内筒底面面积的0.20倍～0.30倍；

优选地，所述内筒和外筒之间构成的环隙面积为内筒底面面积的2.0倍～3.0倍。优选地，所述内筒和外筒底部之间构成的环隙面积为内筒底面面积的2.5倍～3.5倍。

作为本发明优选的技术方案，所述产品气汇集区顶部设有除尘装置。

优选地，所述除尘装置中内置折流板。

优选地，所述除尘装置为三面进气装置，所述除尘装置的底面和两个侧面设置折流板，除尘装置的出气口与产品气出口管相连。

优选地，除尘装置和产品气出口管均设置2个。

优选地，所述除尘装置两个侧面设置的折流板的落尘口在两个侧面的底端并倾斜向下，除尘装置底面设置的折流板的落尘口在底面两侧边缘处倾斜向下。

作为本发明优选的技术方案，在所述隔离板的底部设有落灰口。

优选地，在所述隔离板的最低处设有落灰口。

优选地，所述落灰口处设有平衡板，穿过所述平衡板设有转轴，转轴固定于隔离板上，使平衡板以转轴为轴转动。

优选地，所述平衡板上端设有平衡体，平衡板上端与转轴之上的隔离板间为斜接面，平衡板下端与转轴之下的隔离板间为斜接面，且两个斜接面均同向向下。

优选地，所述平衡板上端悬挂有平衡体。

作为本发明优选的技术方案，所述物料缓冲区的高度为气化炉内径的0.8倍～1.5倍。

优选地，所述环隙干燥区的高度为气化炉内径的0.65倍～0.75倍。

优选地，所述环隙干馏区的高度为气化炉内径的0.65倍～0.75倍。

优选地，所述空气燃烧区的高度为气化炉内径的0.25倍～0.35倍。

优选地，所述持续干馏区的高度为气化炉内径的0.5倍～0.8倍。

优选地，所述气化区的高度为气化炉内径的1倍～1.5倍。

优选地，所述燃烧区中气化剂喷嘴上方的高度为气化炉内径的0.2倍～0.5倍，气化剂喷嘴下方的高度为气化炉内径的0.1倍～0.2倍。

优选地，所述熔渣区的高度为气化炉内径的0.3倍～0.4倍。

第二方面，本发明提供了上述固定床熔渣气化炉的处理方法，所述方法包括以下步骤：

(a)向物料缓冲区中加入挥发份含量为50wt％～80wt％的生物质燃料，所述生物质燃料进入内筒和外筒之间，依次经过环隙干燥、环隙干馏和空气燃烧后进行持续干馏，生成的物料向下进行气化和燃烧后，形成的熔渣在气化炉底部汇集，并排出气化炉；

(b)燃烧和气化生成的原料气向上经持续干馏后，分为两部分，一部分进入空气燃烧区经空气燃烧后为环隙干馏提供热量并进入环隙干馏区对物料进行环隙干馏，另一部分通过内筒上的开孔进入环隙干馏区对进入物料进行环隙干馏，生成的产品气进入产品气汇集区，收集得到产品气。

作为本发明优选的技术方案，步骤(a)所述的生物质燃料为生物质成型燃料。

优选地，步骤(a)所述生物质燃料中水分含量＜15wt％，低位热值为3000kCal/kg～4000kCal/kg。

优选地，步骤(a)所述环隙干燥的温度为100℃～350℃。

优选地，步骤(a)所述环隙干馏的温度为350℃～550℃。

优选地，步骤(a)所述空气燃烧中引入空气的氧体积含量占固定床熔渣气化炉总氧体积含量的0％～10％。

优选地，步骤(a)所述空气燃烧中空气通过空气进口管喷入，其喷入速度为20m/s～50m/s。

优选地，步骤(a)所述空气燃烧的温度为800℃～950℃。

优选地，步骤(a)所述持续干馏的温度为550℃～900℃。

优选地，步骤(a)所述气化的温度为900℃～1400℃。

优选地，步骤(a)所述燃烧的平均温度为＞1400℃，燃烧的中心区域＞2000℃。

优选地，步骤(b)中空气燃烧区进行空气燃烧的原料包括向上进入环隙干馏区的原料气。

优选地，步骤(b)中将上升的原料气和/或产品气抽出气化炉，在气化炉外部燃烧后再通入空气燃烧区作为空气燃烧区的原料。

优选地，步骤(b)中空气燃烧区进行空气燃烧的原料包括外供燃料燃烧后的烟气。

优选地，步骤(b)中所述生成的产品气进入产品气汇集区，在产品气汇集区和除尘装置中初步分离产品气中的油和/或尘后，排出气化炉。

优选地，步骤(b)中所述生产的原料气经通过内筒的孔隙时分离出部分油和/或尘，通过外筒的孔隙时分离出部分油和/或尘，在产品气汇集区和除尘装置除去剩余的油和/或尘。

优选地，在产品气汇集区和除尘装置中初步分离的产品气中的油和/或尘收集于隔离板上，经落灰口掉入持续干馏区，进一步进行干馏分解和气化。

与现有技术相比，本发明具有以下有益效果：

本发明通过对固定床熔渣气化炉内结构进行改造，增设内筒和外筒，将固定床熔渣气化炉内分成环隙干燥区、环隙干馏区、空气燃烧区和持续干馏区，通过通入空气燃烧、分段干馏及改善传热等手段强化了干馏，使得其适应高挥发份含量的生物质成型颗粒的气化。同时，通过设置内筒和外筒的开孔、产品气汇集区的除尘装置和机械落灰口对粗产品气进行油和/或尘的分离、循环干馏(和气化)，很好的解决了高挥发分生物质气化时粉尘夹带严重、甚至堵塞产品气出口管的问题。

本发明所述固定床熔渣气化炉可以大幅度提高生物质燃料的利用率，使其冷产品气效率提高至70％，热效率高于85％，单台固定床熔渣气化炉中生物质燃料的消耗可达到800t/d以上，所产粗产品气热值高(可高达3500kCal/Nm³)，并副产大量生物质油品。

附图说明

图1是本发明对比例1所述固定床熔渣气化炉的结构示意图；

图2是本发明所述处理生物质燃料的固定床熔渣气化炉的结构示意图；

图3是本发明实施例1所述固定床熔渣气化炉中底板的结构示意图；

图4是本发明实施例1所述固定床熔渣气化炉中隔离板结构示意图；

图5是本发明实施例1所述固定床熔渣气化炉中隔离板上的落灰口示意图；

图6是本发明实施例1所述固定床熔渣气化炉中空气进口管的分布示意图；

图7是本发明实施例1所述固定床熔渣气化炉中除尘装置结构正视图；

图8是本发明实施例1所述固定床熔渣气化炉中除尘装置的A面剖视图；

图9是本发明实施例1所述固定床熔渣气化炉中除尘装置的B截面示意图；

图10是图9中除尘装置的C面视图(即左视图)；

图11是本发明实施例1所述固定床熔渣气化炉中内筒开孔示意图；

图12是本发明实施例1所述固定床熔渣气化炉中外筒开孔示意图；

其中，1-加料口，2-空气进口管，3-气化剂喷嘴，4-产品气出口管，5-熔渣排出口，6-落料口，7-旋转落料口，8-除尘装置，9-加强筋，10-隔离板，11-内筒，12-外筒，13-平衡板，14-平衡体，15-落灰口，16-折流板，17-内筒开孔，18-外筒开孔，19-气化炉，20-物料缓冲区，21-环隙干燥区，22-环隙干馏区，23-空气燃烧区，24-持续干馏区，25-气化区，26-燃烧区，27-熔渣区，28-产品气汇集区，29-中空环流区，30-底板，301-第一倾斜环状底板，302-第二倾斜环状底板，303-连接板，304-第三焊缝，305-第一焊缝，306-第二焊缝，81-实板，83-开口，85-油和/或尘出口，86-第四焊缝，87-倾斜板。

具体实施方式

为更好地说明本发明，便于理解本发明的技术方案，下面对本发明进一步详细说明。但下述的实施例仅仅是本发明的简易例子，并不代表或限制本发明的权利保护范围，本发明保护范围以权利要求书为准。

本发明具体实施方式部分提供了一种处理生物质燃料的固定床熔渣气化炉，如图2所示，所述固定床熔渣气化炉包括加料口1、底板30、搅拌装置、内筒11、外筒12、空气进口管2、隔离板10、产品气出口管4、气化剂喷嘴3和熔渣排出口5；

其中，气化炉19顶部设置加料口1，气化炉19底部设置熔渣排出口5；气化炉19内上部设置底板30，底板30上方的区域形成物料缓冲区20，底板30上开有落料口6，气化炉19顶部设置搅拌装置，搅拌装置向下穿过底板30；气化炉19内设带有顶板的内筒11和套于内筒11外的外筒12；内筒11内的区域为中空环流区29，内筒11和外筒12之间构成环隙，环隙由上至下依次为环隙干燥区21、环隙干馏区22和空气燃烧区23，内筒11和外筒12在环隙干馏区22对应的区域均独立地开孔，空气燃烧区23处设有从气化炉19外伸入外筒12内的空气进口管2；所述外筒12底部与气化炉19内壁之间设有隔离板10，隔离板10、外筒12、气化炉19中上部内壁以及底板30之间区域构成产品气汇集区28，于产品气汇集区28处的气化炉19炉壁上开设产品气出口管4；

所述内筒11和外筒12下方的气化炉19内区域由上至下依次为持续干馏区24、气化区25、燃烧区26和熔渣区27；所述燃烧区26的气化炉19炉壁上设有气化剂喷嘴3。

本发明通过通入空气燃烧、分段干馏及改善传热等手段强化了干馏，使得其适应高挥发份含量的生物质成型燃料的气化。本发明中，从燃烧区26和气化区25上来的原料气对下行的部分碳化的生物质燃料进行持续干馏，确保将生物质燃料中高达50wt％～80wt％的挥发份干馏出来(分段干馏及改善传热)；经持续干馏后的上升的原料气一部分通过环隙干馏区22下部的物料空隙对环隙干馏区22的物料进行加热干馏(强化干馏一)，另一部分通过内筒11中下部的开孔对环隙干馏区22中上部的物料进行加热干馏；同时，通过均布在环隙的空气入口管2喷入空气在环隙干馏区22下部作为热源(燃烧供热)，进一步强化环隙干馏区22的干馏(强化干馏二及改善传热)。通过调节空气入口管2的空气通入量控制燃烧反应，并使得空气入口管2略向下倾斜，以抑制热原料气上升的速度及通过环隙干馏区22底部的热原料气量，来进一步增强干馏效果(强化干馏三)。较大的充满生物质的物料缓冲区20、底板以及搅拌装置形成对上升气流的抑制作用，同时外筒12中下部开孔面积远小于内筒11中部开孔面积及环隙空隙面积，进一步强化了环隙干馏区22和环隙干燥区21的干馏和干燥效果(强化干馏四)。

本发明中，生物质的干燥是利用环隙干馏区22上升的热气体在环隙干燥区21进行，其中上升的原料气受到环隙干燥区21上部充满生物质的环隙、充满生物质的物料缓冲区20、充满生物质的落煤口6、充满生物质的过渡仓及充满生物质的锁斗的阻力限制，大部分返回经外筒12的空隙流入产品气汇集区28，同时还有助于脱除粗产品气中的油和/或尘。

本发明中，对原料气的热处理是一个先升温再降温的过程，在持续干馏区24的部分碳化的生物质对其换热降温至小于600℃；在空气燃烧区23，部分原料气燃烧时对其升温(温升小于200℃)，环隙干馏区22的生物质通过换热对其降温，环隙干燥区21的生物质通过换热对其进一步降温，最终将粗产品气温度控制在300℃～400℃，便于出油和产气。

本发明所述气化炉19中，部分原料气穿过内筒11中下部的开孔时，分出部分油和/或尘；产品气在穿过外筒12中下部的更小的开孔时，分出部分油和/或尘。更进一步的，本发明所述气化炉19的产品气汇集区28的高度是现有技术的粗煤气汇集区高度的7倍～9倍，即气相分离效果要好很多；并且，产品气汇集区28中的产品气在除尘装置8内除掉大部分的油和/或尘，除尘装置8的油和/或尘以及产品气汇集区28中的油和/或尘收集于产品气汇集区28下方的隔离板10上，经落灰口15掉入持续干馏区24，进一步干馏分解，甚至气化，产生部分轻油和可能的产品气。可见，本发明所述固定床熔渣气化炉可以有效回收和处理产品气中的油和/或尘，并进一步提高处理效率。

本发明中，所述物料缓冲区20是由气化炉顶部、气化炉内壁与开有落料口6的底板30之间形成的区域。所述物料缓冲区20不但为生物质燃料(尤其是生物质成型燃料)的气化原料起到了储存的作用(例如大约可以为气化储存三锁的生物质燃料，但并不仅限于此)，而且通过设置的落料口6，既保证了生物质燃料的入料，也保证了对可能上行的热粗产品气进行抑制。

本发明中，所述内筒11和外筒12的固定可以采用多种方式，典型但并非限制性的实例有：内筒11和外筒12可以采用栅板进行连接固定，内筒11底端可以比外筒12底端稍高，即栅板可以在气化炉截面向上倾斜一定角度，那么内筒11和外筒12底部的栅板是向内向上倾斜的，可以有助于内筒11和外筒12的固定。

以下作为本发明优选的技术方案，但不作为本发明提供的技术方案的限制，通过以下技术方案，可以更好地达到和实现本发明的技术目的和有益效果。

作为本发明优选的技术方案，所述底板30包括与气化炉19内壁连接的第一倾斜环状底板301、与搅拌装置联接的第二倾斜环状底板302和连接于第一倾斜环状底板301和第二倾斜环状底板302之间的开有落料口6的连接底板。更进一步的，所述连接底板可由多块连接板303组成(例如4块连接板303)。

例如，连接第一倾斜环状底板301和连接板303之间的第一焊缝305是第一倾斜环状底板301的最低处，连接第二倾斜环状底板302和连接板303之间的第二焊缝306是第二倾斜环状底板302的最低处，而各个连接板303之间的第三焊缝304是连接板的最高处。

此处，所述“第一”、“第二”和“第三”仅仅是从命名上对不同部位的倾斜底板和焊缝等进行区分，并不是对其加工顺序或使用顺序等的限定。

本发明中，物料缓冲区20的物料通过底板30上的落料口进入内筒11与外筒12之间的环隙，即落料口6的位置与内筒11与外筒12之间的环隙对应。

优选地，所述连接底板上开有的落料口6为固定落料口。

优选地，所述固定落料口的个数≥2个，例如2个、3个、4个、5个或6个等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用，优选为4个。

优选地，所述固定落料口以气化炉19中心轴对称设置。

优选地，所述固定落料口为物料缓冲区20的最低处。

优选地，所述搅拌装置设置于气化炉19顶部中心轴位置。

优选地，所述搅拌装置包括搅拌轴和旋转落料口7，搅拌轴向下穿过底板30并连接旋转落料口7。

优选地，所述旋转落料口7与内筒11和外筒12之间的环隙对应，以使从旋转落料口7落下的物料可以进入内筒11与外筒12之间的环隙。

优选地，所述旋转落料口7与底板30上的落料口6对应。

作为本发明优选的技术方案，所述内筒11的顶板与搅拌装置联接，例如，内筒11的顶板与搅拌装置可以使用推力轴承联接，即内筒11顶板只承受对搅拌装置中搅拌器轴底端向上的推力。

优选地，所述内筒11的顶板与搅拌装置中的搅拌轴联接，其中搅拌装置的搅拌轴旋转支点落在内筒11的顶板上。

优选地，所述内筒11的顶板呈圆锥形，以有助于气体返流，使气体通过内筒11的开孔进入环隙中。

优选地，所述内筒11和外筒12之间构成的环隙面积为气化炉19横截面积的0.45倍～0.55倍，例如0.45倍、0.47倍、0.50倍、0.53倍或0.55倍等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

本发明中，所述内筒11和外筒12之间构成的环隙面积需要控制在一定比例范围内，若环隙面积过大不利于将生物质的大部分挥发分蒸出，造成环隙干馏的不充分，促使将持续干馏区24拉长，气化区25和燃烧区26缩短，影响气化效率和渣的熔融及熔渣池的良性排渣，甚至造成气化炉非正常运行或停车。若环隙面积过小会将生物质在环隙干馏区22过度干馏，促使持续干馏区24缩短，甚至消失，气化区25和燃烧区26上移，由于气化区25温度高，会直接对内筒11、外筒12及其他内件造成极大的热冲击或烧坏内件，进而影响气化炉19的正常运行，严重时导致事故停车。

优选地，所述外筒12通过固定组件固定于气化炉19上，所述固定组件没有特殊限制，为本领域常规固定组件，只要将耐高温外筒12进行固定即可，例如本发明中的外筒12是通过隔离板10、若干加强筋9和底板30中的第一倾斜底板301的共同作用进行固定。

优选地，所述外筒12底部的直径大于上部的直径，例如，外筒12包括上下两个圆筒，上部圆筒的直径小于下部圆筒的直径，两个圆筒之间呈过渡连接，但并不仅限于所列举的情况，还可以呈喇叭状；其在于使外筒12上部流下的尘和油不影响空气进口管2进入的空气即可。

优选地，所述空气进口管2伸入外筒12内的距离小于外筒12底部与外筒12上部之间的半径差，其目的在于使内筒11和外筒12间的环隙中上部流下的尘和/或油不影响空气进口管2进入的空气和/或高温烟气。

优选地，所述空气进口管2向下倾斜，且与所在气化炉19横截面之间的夹角α为0～8°，例如1°、2°、3°、4°、5°、6°、7°或8°等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。若夹角过大，会对上升的粗原料气起到过多的抑制作用，从而影响从环隙干馏区22底部进入空气燃烧区23的粗原料气量，影响进入中空环流区29和环隙干馏区22的粗原料气比例。由于从空气进口管2进入的高温空气燃烧物或高温烟气会对上升的高温粗原料气起到一定的抑制作用，实际操作中通过温度检测配合通入空气燃烧区23的空气量或烟气量来调整部分原料气在空气燃烧区23的温升及环隙干馏区22的干馏效果。

优选地，所述空气进口管2的数量为气化炉内径的3倍～4倍，例如3倍、3.2倍、3.4倍、3.6倍、3.8倍或4倍等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

优选地，所述空气进口管2在所在气化炉19横截面上均匀排列分布。

作为本发明优选的技术方案，所述内筒11中下部区域的开孔率为15％～25％，例如15％、17％、19％、21％、23％或25％等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。此处，所述“中下部”是指内筒11上环隙干馏区22所对应的区域，如图11所示。

优选地，所述外筒12中下部区域的开孔率为2％～8％，例如2％、3％、4％、5％、6％、7％或8％等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。此处，所述“中下部”是指外筒12上环隙干馏区22所对应的区域，如图12所示。

其中，所述内筒11和外筒12上的开孔均独立地为圆孔或方形等形状，但并不仅限于圆形或方形，还可为其他形状，如三角形等，只要满足前述开孔率即可。

优选地，所述外筒12上开孔的孔径小于内筒11上开孔的孔径，目的在于一方面利用环隙干馏区22的物料对上升原料气中携带的重质油和/或尘进行初步过滤，另一方面延长原料气在环隙干馏区22的停留时间，为充分干馏创造条件，同时对原料气中携带的油和/或尘进行部分截留。

优选地，所述内筒11在环隙干馏区22对应区域的开孔总面积为内筒11底面面积的0.9倍～1.2倍，例如0.9倍、0.95倍、1.0倍、1.05倍、1.1倍、1.15倍或1.2倍等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。此处，所述开孔总面积是指内筒11上开设的所有开孔的总的孔面积。

优选地，所述外筒12在环隙干馏区22对应区域的开孔总面积为内筒11底面面积的0.20倍～0.30倍，例如0.20倍、0.21倍、0.22倍、0.23倍、0.24倍、0.25倍、0.26倍、0.27倍、0.28倍、0.29倍或0.30倍等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

优选地，所述内筒11和外筒12之间构成的环隙面积为内筒11底面面积的2.0倍～3.0倍，例如2.0倍、2.2倍、2.4倍、2.6倍、2.8倍或3.0倍等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。此处，内筒11和外筒12之间构成的环隙面积是指内筒11和外筒12上部直径较小部分之间的环隙面积。

优选地，所述内筒11和外筒12底部之间构成的环隙面积为内筒11底面面积的2.5倍～3.5倍，例如2.5倍、2.7倍、3倍、3.3倍或3.5倍等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。此处，内筒11和外筒12底部之间构成的环隙面积是指内筒11和外筒12底部直径较大部分之间的环隙面积。由于，外筒12底部的直径大于上部的直径，故内筒11和外筒12之间构成的环隙面积与内筒11和外筒12底部之间构成的环隙面积是不同的。

本发明中，所述内筒11和外筒12上的总开孔面积不同，且各自需满足一定的总开孔面积要求，其中内筒11中下部的开孔面积在于以下几点：(1)对环隙干馏区22进行更为充分的干馏，(2)对环隙干馏区22的干馏根据干馏作用的效果进行调节，(3)对部分原料气的尘和/或油进行一次截留分离作用；(4)经内筒11底面上升的原料气不对干燥区甚至干燥区上部的物料缓冲区有温度影响，即通入量需控制在一定范围。外筒12中下部开孔面积在于以下几点：(1)导气，(2)对环隙干馏区22的原料气有一定的阻滞作用，(3)对原料气中携带的油和/或尘有二次截留分离作用(4)对环隙干馏区22的物料不产生二次夹带或减少其夹带。

同时，所述内筒11和外筒12的底面面积也需要满足一定的比例，其目的在于合理分配进入空气燃烧区23和中空环流区29的原料气比例，以调整进入空气燃烧区23的原料气量和温升，以及环隙干馏区22的干馏温度。

作为本发明优选的技术方案，所述产品气汇集区28顶部设有除尘装置8，以脱除粗产品气中油和/或尘。

优选地，所述除尘装置8中内置折流板16。

本发明中，除尘装置8中的折流板16对油和/或尘具有富集和分离的作用，会进一步的将产品气中更小的油和/或尘分离出来，直接沿折流板16向落灰口15运动，并在落灰口15富集(在产品气汇集区28的气相分离中分离出来的油和/或尘也会因隔离板10的倾斜而在落灰口15缓慢富集)。当富集的油和/或尘的质量超过平衡体14的质量时，油和/或尘会通过平衡板13的向下翻动落入持续干馏区24，直接进行干馏，大部分被消耗，少部分被带出，然后再被分离出来，再次进入持续干馏区24，如此反复，对原料气或产品气能够夹带的油和/或尘进行有效的分离和消耗。同时，还可以通过喷入更大量的空气来提高空气燃烧区23的温度，提高油和/或尘的消耗比例。

优选地，所述除尘装置8为三面进气装置，所述除尘装置8的底面和两个侧面设置折流板16，即底部折流板和2个侧面折流板，即气体经除尘装置8的底面、两个侧面的折流板16后在除尘装置8内部汇集，除尘装8的出气口与产品气出口管4相连。

优选地，除尘装置8和产品气出口管4均设置2个。

优选地，所述除尘装置8两个侧面设置的折流板16的落尘口在两个侧面的底端并倾斜向下，除尘装置8底面设置的折流板16的落尘口在底面两侧边缘处倾斜向下。

作为本发明优选的技术方案，在所述隔离板10的底部设有落灰口15。

优选地，在所述隔离板10的最低处设有落灰口15。

优选地，所述落灰口15处设有平衡板13，穿过所述平衡板13设有转轴，转轴固定于隔离板10上，使平衡板13以转轴为轴转动。

本发明中所述平衡板13的设置在于当隔离板10上积累一定的油和/或尘后，即转轴下部平衡板13上的油和/或尘质量大于平衡体14与转轴上下部平衡板13之差及转轴上部的油和/或尘积累质量之和时，油和/或尘可以通过平衡板13向下排入气化炉19。平衡板13的形状没有特殊限制，其与落灰口15开孔相匹配即可，其一个实例可为：平衡板13在转轴一侧为半圆形，另一侧呈梯形。

优选地，所述平衡板13上端设有平衡体14，平衡板13上端与转轴之上的隔离板10间为斜接面，平衡板13下端与转轴之下的隔离板10间为斜接面，且两个斜接面均同向向下。平衡板13与隔离板10之间的缝隙都很小。

所述平衡体14只要可以使平衡板13维持平衡即可，其形状没有限制，可以是球体也可以是立方体等结构，还可以是中空的耐高温物体。

作为本发明优选的技术方案，所述物料缓冲区20的高度为气化炉内径的0.8倍～1.5倍，例如0.8倍、0.9倍、1倍、1.1倍、1.2倍、1.3倍、1.4倍或1.5倍等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

本发明中，物料缓冲区20的高度设定在一定范围内，一方面是对可能上升的原料气进行换热降温，二是在气化炉内对物料进行储存，防止物料供应不上或因生物质短时间过度燃烧造成较大空隙，甚至架桥等现象。

优选地，所述环隙干燥区21的高度为气化炉内径的0.65倍～0.75倍，例如0.65倍、0.67倍、0.7倍、0.73倍或0.75倍等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

优选地，所述环隙干馏区22的高度为气化炉内径的0.65倍～0.75倍，例如0.65倍、0.67倍、0.7倍、0.73倍或0.75等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

优选地，所述空气燃烧区23的高度为气化炉内径的0.25倍～0.35倍，例如0.25倍、0.27倍、0.3倍、0.33倍或0.35倍等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

优选地，所述持续干馏区24的高度为气化炉19内径的0.5倍～0.8倍，例如0.5倍、0.55倍、0.6倍、0.65倍、0.7倍、0.75倍或0.8倍等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

优选地，所述气化区25的高度为气化炉19内径的1倍～1.5倍，例如1倍、1.1倍、1.2倍、1.3倍、1.4倍或1.5倍等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

优选地，所述燃烧区26中气化剂喷嘴3上方的高度为气化炉19内径的0.2倍～0.5倍，例如0.2倍、0.3倍、0.4倍或0.5倍等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用；气化剂喷嘴3下方的高度为气化炉19内径的0.1倍～0.2倍，例如0.1倍、0.12倍、0.14倍、0.16倍、0.18倍或0.2倍，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

优选地，所述熔渣区27的高度为气化炉19内径的0.3倍～0.4倍，例如0.3倍、0.32倍、0.34倍、0.36倍、0.38倍或0.4倍等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

本发明具体实施方式部分提供了上述固定床熔渣气化炉的处理方法，所述方法包括以下步骤：

(a)向物料缓冲区20中加入挥发份含量为50wt％～80wt％的生物质燃料，所述生物质燃料进入内筒11和外筒12之间，依次经过环隙干燥、环隙干馏和空气燃烧后进行持续干馏，生成的物料向下进行气化和燃烧后，形成的熔渣在气化炉底部汇集，并排出气化炉19；

(b)燃烧和气化生成的原料气向上经持续干馏后，分为两部分，一部分进入空气燃烧区23经空气燃烧后为环隙干馏提供热量并进入环隙干馏区22对物料进行环隙干馏，另一部分通过内筒11上的开孔进入环隙干馏区22对进入物料进行环隙干馏，生成的产品气进入产品气汇集区28，收集得到产品气。

其中，所述生物质燃料中挥发份的含量可为50wt％～80wt％，例如50wt％、52wt％、54wt％、56wt％、58wt％、60wt％、62wt％、64wt％、66wt％、68wt％、70wt％、72wt％、74wt％、76wt％、78wt％或80wt％等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

作为本发明优选的技术方案，步骤(a)所述的生物质燃料为生物质成型燃料，其为经过干燥成型后的低水分、高挥发份的颗粒物料。

优选地，步骤(a)所述生物质燃料中水分含量＜15wt％，例如14wt％、12wt％、10wt％、8wt％、6wt％或4wt％等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用；低位热值为3000kCal/kg～4000kCal/kg，例如3000kCal/kg、3300kCal/kg、3500kCal/kg、3700kCal/kg或4000kCal/kg等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。此处，水分含量是以收到基为基准计算得到；挥发份的含量是以空干基为基准计算得到。

优选地，步骤(a)所述环隙干燥的温度为100℃～350℃，例如100℃、130℃、150℃、170℃、200℃、230℃、250℃、270℃、300℃或350℃等，并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

优选地，步骤(a)所述环隙干馏的温度为350℃～550℃，例如350℃、370℃、400℃、430℃、450℃、470℃、500℃、530℃或500℃等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

优选地，步骤(a)所述空气燃烧中引入空气的氧体积含量占固定床熔渣气化炉总氧体积含量的0％～10％，例如1％、3％、5％、6％、7％、8％、9％或10％等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。本发明中，所述空气燃烧过程中引入的空气量不宜过多，若空气量过多，其一方面会减少进入空气燃烧区的原料气量；另一方面，对进入空气燃烧区的原料气的温升过高，加大烧损内件的可能性，如内筒底端、外筒突出部等；同时，空气量较大时，会引发原料气的过度燃烧，造成炉内温度、压力的巨大波动，严重时会引发***事故。

优选地，步骤(a)所述空气燃烧中空气通过空气进口管2喷入，其喷入速度为20m/s～50m/s，例如20m/s、25m/s、30m/s、35m/s、40m/s、45m/s或50m/s等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

优选地，步骤(a)所述空气燃烧的温度为800℃～950℃，例如800℃、830℃、850℃、870℃、900℃、930℃或950℃等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

本发明中，通过控制空气燃烧区23的燃烧调节环隙干馏区22的温度，为环隙干馏提供热量，强化环隙干馏区22的干馏。

优选地，步骤(a)所述持续干馏的温度为550℃～900℃，例如550℃、600℃、650℃、700℃、750℃、800℃、850℃或900℃等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

优选地，步骤(a)所述气化的温度为900℃～1400℃，例如900℃、1000℃、1100℃、1200℃、1300℃或1400℃等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

优选地，步骤(a)所述燃烧的平均温度为＞1400℃，燃烧的中心区域＞2000℃。

优选地，步骤(b)中空气燃烧区23进行空气燃烧的原料包括向上进入环隙干馏区22的原料气。

优选地，步骤(b)中将上升的原料气和/或产品气抽出气化炉，在气化炉外部燃烧后再通入空气燃烧区23作为空气燃烧区23的原料。

优选地，步骤(b)中空气燃烧区23进行空气燃烧的原料包括外供燃料燃烧后的烟气。

本发明中，进行空气燃烧的燃料来源可以有多种，例如可以是向上进入环隙干馏区22的原料气，也可以将上升原料气或粗产品气抽出气化炉，在外燃烧后将高温烟气通入空气燃烧区23，也可以直接由外供燃料燃烧后的烟气通入空气燃烧区23，还可以同时采用上述三种方式提供燃料来源。

优选地，步骤(b)中所述生成的产品气进入产品气汇集区28，在产品气汇集区28和除尘装置8中初步分离产品气中的油和/或尘后，排出气化炉19。

优选地，步骤(b)中所述生产的原料气经通过内筒11的孔隙时分离出部分油和/或尘，通过外筒12的孔隙时分离出部分油和/或尘，在产品气汇集区28和除尘装置8除去剩余的油和/或尘。

优选地，在产品气汇集区28和除尘装置8中初步分离的产品气中的油和/或尘收集于隔离板10上，经落灰口15掉入持续干馏区24，进一步进行干馏分解和气化，产生部分轻油和可能的产品气。

作为本发明优选的技术方案，所述方法包括以下步骤：

(a)向物料缓冲区中加入挥发份含量为50wt％～80wt％的生物质燃料，所述生物质燃料进入内筒11和外筒12之间，在环隙干燥区21于100℃～350℃进行环隙干燥，环隙干燥后的物料进入环隙干馏区22在350℃～550℃进行环隙干馏，再进入空气燃烧区23与引入的空气在800℃～950℃进行燃烧，燃烧后的物料向下进入持续干馏区24在550℃～900℃下进行持续干馏后，进入气化区25进行气化，再进入燃烧区26燃烧后，形成的熔渣在熔渣池中汇集，并排出气化炉19，其中燃烧的平均温度为＞1400℃，燃烧的中心区域＞2000℃，熔渣池温度为1250℃～1400℃；

(b)燃烧和气化生成的原料气向上进入持续干馏区24经持续干馏后，分为两部分，一部分进入空气燃烧区23经空气燃烧后为上升的原料气提供热量并进入环隙干馏区22对物料进行环隙干馏，另一部分通过内筒11上的开孔进入环隙干馏区22对进入物料进行环隙干馏，生成的产品气进入产品气汇集区28，在产品气汇集区28和除尘装置8中初步分离产品气中的油和/或尘后，收集得到产品气；

其中，空气燃烧区23进行空气燃烧的原料包括向上进入环隙干馏区22的原料气、外供燃料燃烧后的烟气或将上升的原料气和/或产品气抽出气化炉19，在气化炉19外部燃烧后再通入空气燃烧区23作为空气燃烧区23的原料；

步骤(b)中所述生产的原料气经通过内筒11的孔隙时分离出部分油和/或尘，通过外筒12的孔隙时分离出部分油和/或尘，在产品气汇集区28和除尘装置8除去剩余的油和/或尘；在产品气汇集区28和除尘装置8中初步分离的产品气中的油和/或尘收集于隔离板10上，经落灰口15掉入持续干馏区24，进一步进行干馏分解和气化。

以下为本发明典型但非限制性实施例：

实施例1：

本实施例提供了一种处理生物质燃料的固定床熔渣气化炉，如图2所示，所述固定床熔渣气化炉包括加料口1、底板30、搅拌装置、内筒11、外筒12、空气进口管2、隔离板10、产品气出口管4、气化剂喷嘴3和熔渣排出口5；

其中，气化炉19顶部设置加料口1，气化炉19底部设置熔渣排出口5；气化炉19内上部设置底板30，底板30上方的区域形成物料缓冲区20，底板30上开有落料口6，落料口6为固定落料口，气化炉19顶部中心轴位置设置搅拌装置；气化炉19内设带有顶板的内筒11和套于内筒11外的外筒12；内筒11内的区域为中空环流区29，内筒11和外筒12之间构成环隙，环隙由上至下依次为环隙干燥区21、环隙干馏区22和空气燃烧区23，内筒11和外筒12在环隙干馏区22对应的区域均独立地开孔，空气燃烧区23处设有从气化炉19外伸入外筒12内的空气进口管2；所述外筒12底部与气化炉19内壁之间设有隔离板10，隔离板10、外筒12、气化炉19中上部内壁以及底板30之间区域构成产品气汇集区28，于产品气汇集区28处的气化炉19炉壁上开设产品气气出口管4；

所述内筒11和外筒12下方的气化炉19内区域由上至下依次为持续干馏区24、气化区25、燃烧区26和熔渣区27；所述燃烧区26的气化炉19炉壁上设有气化剂喷嘴3；

其中，如图3所示，所述底板30包括与气化炉内壁连接的第一倾斜环状底板301、与搅拌装置联接的第二倾斜环状底板302和连接于第一倾斜环状底板301和第二倾斜环状底板302之间的开有落料口6的连接底板。落料口6的个数为2个，落料口6以气化炉19中心轴对称设置，连接底板由4块连接板303组成，连接第一倾斜环状底板301和连接板303之间的第一焊缝305是第一倾斜环状底板301的最低处，连接第二倾斜环状底板302和连接板303之间的第二焊缝306是第二倾斜环状底板302的最低处，而各个连接板303之间的第三焊缝304是连接板的最高处。

内筒11的顶板呈圆锥形且与搅拌装置联接；搅拌装置包括搅拌轴和旋转落料口7，搅拌轴向下穿过底板30并连接旋转落料口7。

气化炉19的内径D为3600mm，如图11所示，内筒11上开有内筒开孔17，内筒11的直径为1600mm，内筒11的高度6000mm，上部2500mm的高度不开孔，中下部2000mm的高度开孔，内筒开孔17的直径20mm，轴向上两孔开孔距离40mm，圆周上两孔开孔距离39.25mm，内筒11在环隙干馏区22上的开孔面积应为内筒底面面积的1.0倍，内外筒间环隙面积的0.40倍。

如图12所示，外筒12上开有外筒开孔18，外筒12的直径3000mm，高度6000mm，上部3000mm高度不开孔，中下部1500mm高度开孔，外筒开孔18的直径10mm，轴向上两孔开孔距离40mm，圆周上两孔开孔距离39.25mm，此时外筒12在环隙干馏区22上的开孔面积应为内筒底面面积的0.28倍，内外筒间环隙面积的0.11倍，内筒11在环隙干馏区22上开孔面积的0.28倍。

外筒12通过隔离板10、若干加强筋9和底板30中的第一倾斜环状底板301的共同作用进行固定；外筒12底部向外凸出200mm，空气进口管2伸入外筒12内100mm；空气进口管2向下倾斜，且与所在气化炉19横截面之间的夹角α为5°；空气进口管2的数量为12个，如图6所示，在所在气化炉19横截面上均匀排列分布，沿气化炉19圆周每隔30°间隔布置。

产品气汇集区28顶部设有除尘装置8，所述除尘装置8为三面进气装置，所述除尘装置8的底面和两个侧面设置折流板16。如图7所示，除尘装置8上部为封闭的实板81，下端有开口83，中间为设置于侧面的折流板16的进气口；如图8所示，除尘装置8的底部由两个向下倾斜的折流板16构成，两个向下倾斜的折流板16在第四焊缝86处连接，并在底端设置有两个油和/或尘出口85。产品气由下向上流经两个向下倾斜的折流板16，富集并被分离出来的油和/或尘在下端油/尘出口85处排出，落向落灰口15；如图9和10所示，除尘装置8两侧的折流板16安装在产品气出口管4的两侧，在两侧的折流板16下端设有倾斜板87，配合两侧下端的出口83用以排出分离出的油和/或尘。产品气由产品气出口管4两侧流经两侧的折流板16，后由产品气出口管4导出，而富集并被分离出的油和/或尘落在倾斜板87上，经出口83排出，落向落灰口15。

如图4-5所示，隔离板10的底部最低处设有落灰口15，落灰口15处设有平衡板13，穿过所述平衡板13设有转轴，转轴固定于隔离板10上，使平衡板13以转轴为轴转动，平衡板13上端悬挂有平衡体14，用以平衡转轴两边平衡板13的质量差，并根据需要通过设置平衡体14的质量超过转轴两边平衡板13质量差的质量差来控制平衡板13向下翻动时受到的油和/或尘的质量；所述转轴可以为销轴，平衡体30可以为小圆球，平衡板13上端与转轴之上的隔离板10间为斜接面，平衡板13下端与转轴之下的隔离板10间为斜接面，且两个斜接面均同向向下。

所述物料缓冲区20的高度为气化炉内径的1.2倍，环隙干燥区21的高度为气化炉内径的0.7倍，环隙干馏区22的高度为气化炉内径的0.7倍，空气燃烧区的高度为气化炉内径的0.27倍，持续干馏区24的高度为气化炉19内径的0.6倍，气化区25的高度为气化炉19内径的1.3倍，燃烧区26中气化剂喷嘴3上方的高度为气化炉19内径的0.35倍，气化剂喷嘴3下方的高度为气化炉19内径的0.15倍，熔渣区27的高度为气化炉19内径的0.35倍。

采用上述固定床熔渣气化炉处理生物质燃料，其中挥发份的含量为50wt％～80wt％，水分含量＜15wt％，低位热值为3000kCal/kg～4000kCal/kg，其处理方法包括以下步骤：

(a)将生物质燃料加入固定床熔渣气化炉并进入物料缓冲区20，进一步进入内筒11和外筒12之间，在环隙干燥区21于100℃～350℃进行环隙干燥，环隙干燥后的物料进入环隙干馏区22在350℃～550℃进行环隙干馏，再进入空气燃烧区23与引入的空气在800℃～950℃进行燃烧，空气燃烧中引入空气的氧体积含量占固定床熔渣气化炉总氧体积含量的0％～10％，燃烧后的物料向下进入持续干馏区24在550℃～900℃下进行持续干馏后，进入气化区25进行气化，再进入燃烧区26燃烧后，形成的熔渣在熔渣池中汇集，并排出气化炉，其中燃烧的平均温度为＞1400℃，燃烧的中心区域＞2000℃，熔渣池温度为1250℃～1400℃；

(b)燃烧和气化生成的原料气向上进入持续干馏区24经持续干馏后，分为两部分，一部分进入空气燃烧区23经空气燃烧后为环隙干馏提供热量并进入环隙干馏区22对物料进行环隙干馏，另一部分通过内筒11上的开孔进入环隙干馏区22对进入物料进行环隙干馏，生成的产品气进入产品气汇集区28，在产品气汇集区28中分离产品气中的油尘后，收集得到产品气；

其中，空气燃烧区23进行空气燃烧的原料包括向上进入环隙干馏区22的原料气、外供燃料燃烧后的烟气或将上升的原料气和/或产品气抽出气化炉19，在气化炉19外部燃烧后再通入空气燃烧区23作为空气燃烧区23的原料；

步骤(b)中所述生产的原料气经通过内筒11的孔隙时分离出部分油和/或尘，通过外筒12的孔隙时分离出部分油和/或尘，在产品气汇集区28和除尘装置8除去剩余的油和/或尘；在产品气汇集区28和除尘装置8中初步分离的产品气中的油和/或尘收集于隔离板10上，经落灰口15掉入持续干馏区24，进一步进行干馏分解和气化。

实施例2：

本实施例提供了一种处理生物质燃料的固定床熔渣气化炉，所述固定床熔渣气化炉的结构参照实施例1中的结构，区别在于：落料口6的个数为4个，气化炉19的内径D为3600mm，内筒11直径1400mm，内筒开孔17开孔直径20mm，轴向上两孔开孔距离50mm，圆周上两孔开孔距离36.63mm，此时内筒11在环隙干馏区22上的开孔面积应为内筒底部面积的0.98倍，内外筒间环隙面积的0.4倍。

外筒12上开有外筒开孔18，外筒12的直径2600mm，高度6000mm，上部3000mm高度不开孔，中下部1500mm高度开孔，外筒开孔18的直径10mm，轴向上两孔开孔距离44mm，圆周上两孔开孔距离43.36mm，此时外筒12在环隙干馏区22上的开孔面积应为内筒底面面积的0.26倍，内外筒间环隙面积的0.105倍，内筒11在环隙干馏区22上开孔面积的0.26倍。

采用上述固定床熔渣气化炉处理生物质燃料，其处理过程参照实施例1中操作过程。

对比例1：

本对比例提供了一种固定床熔渣气化炉，如图1所示，其为现有技术中常规固定床熔渣气化炉，其气化炉内部不设置内筒11、外筒12、空气进口管2和隔离板10等结构，仅有一个持续干馏区，持续干馏区上方为干燥区，持续干馏区下方依次包括气化区和燃烧区，燃烧区和气化区生成的高温燃料气上行时在持续干馏区对下行的物料进行加热干馏，在干燥区对物料进行干燥，赶出物料中的水分，之后在产品气汇集区富集，通过单一的产品气出口管流出。

在本对比例的固定床熔渣气化炉中气化如此高挥发份的生物质，其粗产品气温度很难控制，其原因在于：所述固定床熔渣气化炉中由于持续干馏区较短，炉内换热时间短，燃烧区和气化区会因为挥发份高，而气化和燃烧不充分，生成的原料气温度不高，对生物质的干馏也进一步变差，粗产品气温度过低，而一旦气化炉部分燃烧和气化较好，那么会导致偏流，粗产品气温度偏高，且夹带粉尘严重。

并且，可以看出对比例1所述固定床熔渣气化炉仅仅是利用产品气汇集区的气相空间，对粗产品气有一个效果不好的气固分离，而因为粗产品气中含有颗粒很小的液态油类物质及其固体颗粒在产品气出口管内侧富集，由于不能有效的消耗这些富集物，富集物会形成二次夹带，严重时会堵塞产品气出口管4。

对比实施例1和对比例1中的固定床熔渣气化炉，对比例1中的单台熔渣气化炉的全年统计平均及模拟数据，其产油量如下表1：

表1长焰煤模拟值及运行值

项目	单位	模拟值	运行值
				原料消耗	kg/h	42604	42270
石脑油	kg/h	309	333
				粗酚	kg/h	136	126
中油	kg/h	119	438
				焦油	kg/h	530	712
格金指数	Tarad,％	6	8.5
				产油率	％	43	45

通过模拟与运行值的相互验证，可以清楚看到对比例1中的熔渣气化炉的产油率不高，同时可以看出模拟值与运行值的吻合度非常高，即模拟值可以反映实际运行值。

使用实施例1中的固定床熔渣气化炉气化生物质颗粒，其模拟数据如下表2：

表2生物质模拟值

项目	单位	模拟值
			原料消耗	kg/h	42776
石脑油	kg/h	666
			粗酚	kg/h	368
中油	kg/h	3576
			焦油	kg/h	2583
热解油含量	Tarad,％	24
			产油率	％	70

通过表2可以看出，采用本发明的强化干馏熔渣气化炉可以获得较高的产油率，即干馏比较彻底，由此可以看出本发明的强化干馏效果非常明显。

同时，采用实施例1中的固定床熔渣气化炉在高温高压下对粗煤气中油和/或尘进行初步的分离，分离后的粗煤气经两侧的粗煤气出口流出，避免了对比例1中所产粗煤气粉尘夹带严重，需要严格控制原料携带粉料量的限制。

对比例2：

本对比例提供了一种处理生物质燃料的固定床熔渣气化炉，所述固定床熔渣气化炉的结构参照实施例1中的结构，区别在于：气化炉19内不设置内筒11，仅设置一个外筒12。

采用所述固定床熔渣气化炉处理实施例1中的生物质燃料。

本对比例中，由于不设置内筒11，即相当于在原CN105038858A的干馏区设计基础上增加了干馏区高度，增加了空气燃烧和对尘和/或油的部分分离和截留，干流效果降低，从而降低生物质的产油率至50％～60％。

对比例3：

本对比例提供了一种处理生物质燃料的固定床熔渣气化炉，所述固定床熔渣气化炉的结构参照实施例1中的结构，区别在于：内筒11上的开孔率＞25％，即内筒11上的开孔率过大。

采用所述固定床熔渣气化炉处理实施例1中的生物质燃料，其处理过程参照实施例1中处理过程。

本对比例中，本对比例中，由于内筒11上的开孔率过大，会弱化环隙干馏区干馏作用，并失去对干馏的调节作用和内筒对部分原料气的尘和/或油的截留作用，进而降低生物质的产油率至60％～65％。

对比例4：

本对比例提供了一种处理生物质燃料的固定床熔渣气化炉，所述固定床熔渣气化炉的结构参照实施例1中的结构，区别在于：外筒12上的开孔率＞8％，即外筒12上的开孔率过大。

采用所述固定床熔渣气化炉处理实施例1中的生物质燃料，其处理过程参照实施例1中处理过程。

本对比例中，由于外筒12上的开孔率过大，会导致二次截留失效，形成二次夹带，弱化产品气汇集区对粗产品气的分离作用，甚至会增加产品气中的带尘和/或油量，严重时堵塞粗产品气出口管4，导致气化炉停车。

对比例5：

本对比例提供了一种处理生物质燃料的固定床熔渣气化炉，所述固定床熔渣气化炉的结构参照实施例1中的结构，区别在于：外筒12底部不设置空气进口管2，即不进行空气燃烧。

采用所述固定床熔渣气化炉处理实施例1中的生物质燃料，其处理过程参照实施例1中处理过程。

本对比例中，由于未设置空气进口管2不进行空气燃烧，会导致环隙干馏区的干馏热源不够，弱化干馏，甚至因为没有足够的热量干馏出生物质中高比例的挥发分而导致其携带的水分和挥发分进入气化区和燃烧区，降低燃烧区中心温度，影响熔渣和良性排渣，严重时致使气化炉无法运行。

对比例6：

本对比例提供了一种处理生物质燃料的固定床熔渣气化炉，所述固定床熔渣气化炉的结构参照实施例1中的结构，区别在于：产品气汇集区28不设置除尘装置8，仅设置一个产品气出口管4，隔离板10上也不设置落灰口15。

采用所述固定床熔渣气化炉处理实施例1中的生物质燃料，其处理过程参照实施例1中处理过程。

本对比例中，由于未设置除尘装置8和落灰口15，会导致产品气中大量夹带生物质颗粒(尘)和/或油，甚至堵塞产品气出口管4，也不能通过运行一个除尘装置8和对应的产品气出口管4或是两个除尘装置8和对应的产品气出口管4来调节产品气中油和/或尘的分离效果；更不能在产品气出口管4堵塞时维持气化炉运行，极大的弱化了气化炉对高挥发分的生物质气化的适应性，严重时致使气化炉无法运行。

综合上述实施例和对比例可以看出，本发明通过对固定床熔渣气化炉内气化炉结构进行改造，增设内筒和外筒，将固定床熔渣气化炉内分成环隙干燥区、环隙干馏区、空气燃烧区和持续干馏区，通过通入空气燃烧、分段干馏及改善传热等手段强化了干馏，使得其适应高挥发份含量的生物质成型颗粒的气化；通过在增设的内筒和外筒上的开孔，除尘装置及落灰口等手段对产品气进行油和或尘的分离，循环干馏(和气化)，解决了高挥发分的生物质气化粉尘夹带严重、甚至堵塞产品气出口的问题。

本发明所述固定床熔渣气化炉可以大幅度提高生物质燃料的利用率，使其冷产品气效率提高至70％，热效率高于85％，单台固定床熔渣气化炉中生物质燃料的消耗可达到800t/d以上，所产粗产品气热值高(可高达3500kCal/Nm³)，并副产大量生物质油品。

申请人申明，本发明通过上述实施例来说明本发明的详细应用方法，但本发明并不局限于上述详细应用方法，即不意味着本发明必须依赖上述详细方法才能实施。所属技术领域的技术人员应该明了，对本发明的任何改进，对本发明产品原料的等效替换及辅助成分的添加、具体操作条件和方式的选择等，均落在本发明的保护范围和公开范围之内。

Claims (10)

1.一种处理生物质燃料的固定床熔渣气化炉，其特征在于，所述固定床熔渣气化炉包括加料口、底板、搅拌装置、内筒、外筒、空气进口管、隔离板、产品气出口管、气化剂喷嘴和熔渣排出口；

其中，气化炉顶部设置加料口，气化炉底部设置熔渣排出口；气化炉内上部设置底板，底板上方的区域形成物料缓冲区，底板上开有落料口，气化炉顶部设置搅拌装置，搅拌装置向下穿过底板；气化炉内设带有顶板的内筒和套于内筒外的外筒；内筒内的区域为中空环流区，内筒和外筒之间构成环隙，环隙由上至下依次为环隙干燥区、环隙干馏区和空气燃烧区，内筒和外筒在环隙干馏区对应的区域均独立地开孔，空气燃烧区处设有从气化炉外伸入外筒内的空气进口管；所述外筒底部与气化炉内壁之间设有隔离板，隔离板、外筒、气化炉中上部内壁以及底板之间区域构成产品气汇集区，于产品气汇集区处的气化炉炉壁上开设产品气出口管；

所述内筒和外筒下方的气化炉内区域由上至下依次为持续干馏区、气化区、燃烧区和熔渣区；所述燃烧区的气化炉炉壁上设有气化剂喷嘴；

所述搅拌装置设置于气化炉顶部中心轴位置；

所述搅拌装置包括搅拌轴和旋转落料口，搅拌轴向下穿过底板并连接旋转落料口；

所述旋转落料口与内筒和外筒之间的环隙对应；

所述旋转落料口与底板上的落料口对应；

所述内筒的顶板与搅拌装置联接；

所述内筒的顶板与搅拌装置中的搅拌轴联接；

所述内筒的顶板呈圆锥形；

所述内筒和外筒之间构成的环隙面积为气化炉横截面积的0.45倍～0.55倍；

所述外筒通过固定组件固定于气化炉上；

所述外筒底部的直径大于上部的直径。

2.根据权利要求1所述的固定床熔渣气化炉，其特征在于，所述底板包括与气化炉内壁连接的第一倾斜环状底板、与搅拌装置联接的第二倾斜环状底板和连接于第一倾斜环状底板和第二倾斜环状底板之间的开有落料口的连接底板；

所述连接底板上开有的落料口为固定落料口；

所述固定落料口的个数≥2个；

所述固定落料口以气化炉中心轴对称设置；

所述固定落料口为物料缓冲区的最低处。

3.根据权利要求1或2所述的固定床熔渣气化炉，其特征在于，

所述空气进口管伸入外筒内的距离小于外筒底部与外筒上部之间的半径差；

所述空气进口管向下倾斜，且与所在气化炉横截面之间的夹角α为0～8°；

所述空气进口管的数量为气化炉内径的3倍～4倍；

所述空气进口管在所在气化炉横截面上均匀排列分布。

4.根据权利要求1-3任一项所述的固定床熔渣气化炉，其特征在于，所述内筒中下部区域的开孔率为15％～25％；

所述外筒中下部区域的开孔率为2％～8％；

所述外筒上开孔的孔径小于内筒上开孔的孔径；

所述内筒在环隙干馏区对应区域的开孔总面积为内筒底面面积的0.9倍～1.2倍；

所述外筒在环隙干馏区对应区域的开孔总面积为内筒底面面积的0.20倍～0.30倍；

所述内筒和外筒之间构成的环隙面积为内筒底面面积的2.0倍～3.0倍；

所述内筒和外筒底部之间构成的环隙面积为内筒底面面积的2.5倍～3.5倍。

5.根据权利要求1-4任一项所述的固定床熔渣气化炉，其特征在于，所述产品气汇集区顶部设有除尘装置；

所述除尘装置中内置折流板；

所述除尘装置为三面进气装置，所述除尘装置的底面和两个侧面设置折流板，除尘装置的出气口与产品气出口管相连；

除尘装置和产品气出口管均设置2个；

所述除尘装置两个侧面设置的折流板的落尘口在两个侧面的底端并倾斜向下，除尘装置底面设置的折流板的落尘口在底面两侧边缘处倾斜向下。

6.根据权利要求1-5任一项所述的固定床熔渣气化炉，其特征在于，在所述隔离板的底部设有落灰口；

在所述隔离板的最低处设有落灰口；

所述落灰口处设有平衡板，穿过所述平衡板设有转轴，转轴固定于隔离板上，使平衡板以转轴为轴转动；

所述平衡板上端设有平衡体，平衡板上端与转轴之上的隔离板间为斜接面，平衡板下端与转轴之下的隔离板间为斜接面，且两个斜接面均同向向下；

所述平衡板上端悬挂有平衡体。

7.根据权利要求1-6任一项所述的固定床熔渣气化炉，其特征在于，所述物料缓冲区的高度为气化炉内径的0.8倍～1.5倍；

所述环隙干燥区的高度为气化炉内径的0.65倍～0.75倍；

所述环隙干馏区的高度为气化炉内径的0.65倍～0.75倍；

所述空气燃烧区的高度为气化炉内径的0.25倍～0.35倍；

所述持续干馏区的高度为气化炉内径的0.5倍～0.8倍；

所述气化区的高度为气化炉内径的1倍～1.5倍；

所述燃烧区中气化剂喷嘴上方的高度为气化炉内径的0.2倍～0.5倍，气化剂喷嘴下方的高度为气化炉内径的0.1倍～0.2倍；

所述熔渣区的高度为气化炉内径的0.3倍～0.4倍。

8.一种如权利要求1-7任一项所述的固定床熔渣气化炉的处理方法，其特征在于，所述方法包括以下步骤：

(a)向物料缓冲区中加入挥发份含量为50wt％～80wt％的生物质燃料，所述生物质燃料进入内筒和外筒之间，依次经过环隙干燥、环隙干馏和空气燃烧后进行持续干馏，生成的物料向下进行气化和燃烧后，形成的熔渣在气化炉底部汇集，并排出气化炉；

(b)燃烧和气化生成的原料气向上经持续干馏后，分为两部分，一部分进入空气燃烧区经空气燃烧后为环隙干馏提供热量并进入环隙干馏区对物料进行环隙干馏，另一部分通过内筒上的开孔进入环隙干馏区对进入物料进行环隙干馏，生成的产品气进入产品气汇集区，收集得到产品气。

9.根据权利要求8所述的处理方法，其特征在于，步骤(a)所述的生物质燃料为生物质成型燃料；

步骤(a)所述生物质燃料中水分含量＜15wt％，低位热值为3000kCal/kg～4000kCal/kg；

步骤(a)所述环隙干燥的温度为100℃～350℃；

步骤(a)所述环隙干馏的温度为350℃～550℃；

步骤(a)所述空气燃烧中引入空气的氧体积含量占固定床熔渣气化炉总氧体积含量的0％～10％；

步骤(a)所述空气燃烧中空气通过空气进口管喷入，其喷入速度为20m/s～50m/s；

步骤(a)所述空气燃烧的温度为800℃～950℃；

步骤(a)所述持续干馏的温度为550℃～900℃；

步骤(a)所述气化的温度为900℃～1400℃；

步骤(a)所述燃烧的平均温度为＞1400℃，燃烧的中心区域＞2000℃；

步骤(b)中空气燃烧区进行空气燃烧的原料包括向上进入环隙干馏区的原料气；

步骤(b)中将上升的原料气和/或产品气抽出气化炉，在气化炉外部燃烧后再通入空气燃烧区作为空气燃烧区的原料；

步骤(b)中空气燃烧区进行空气燃烧的原料包括外供燃料燃烧后的烟气；

步骤(b)中所述生成的产品气进入产品气汇集区，在产品气汇集区和除尘装置中初步分离产品气中的油和/或尘后，排出气化炉；

步骤(b)中所述原料气经通过内筒的孔隙时分离出部分油和/或尘，通过外筒的孔隙时分离出部分油和/或尘，在产品气汇集区和除尘装置除去剩余的油和/或尘；

在产品气汇集区和除尘装置中初步分离的产品气中的油和/或尘收集于隔离板上，经落灰口掉入持续干馏区，进一步进行干馏分解和气化。

10.根据权利要求8或9所述的处理方法，其特征在于，所述方法包括以下步骤：

(a)向物料缓冲区中加入挥发份含量为50wt％～80wt％的生物质燃料，所述生物质燃料进入内筒和外筒之间，在环隙干燥区于100℃～350℃进行环隙干燥，环隙干燥后的物料进入环隙干馏区在350℃～550℃进行环隙干馏，再进入空气燃烧区与引入的空气在800℃～950℃进行燃烧，燃烧后的物料向下进入持续干馏区在550℃～900℃下进行持续干馏后，进入气化区进行气化，再进入燃烧区燃烧后，形成的熔渣在熔渣池中汇集，并排出气化炉，其中燃烧的平均温度为＞1400℃，燃烧的中心区域＞2000℃，熔渣池温度为1250℃～1400℃；

(b)燃烧和气化生成的原料气向上进入持续干馏区经持续干馏后，分为两部分，一部分进入空气燃烧区经空气燃烧后为环隙干馏提供热量并进入环隙干馏区对物料进行环隙干馏，另一部分通过内筒上的开孔进入环隙干馏区对进入物料进行环隙干馏，生成的产品气进入产品气汇集区，在产品气汇集区和除尘装置中初步分离产品气中的油和/或尘后，收集得到产品气；

其中，空气燃烧区进行空气燃烧的原料包括向上进入环隙干馏区的原料气、外供燃料燃烧后的烟气或将上升的原料气和/或产品气抽出气化炉，在气化炉外部燃烧后再通入空气燃烧区作为空气燃烧区的原料；

步骤(b)中所述原料气经通过内筒的孔隙时分离出部分油和/或尘，通过外筒的孔隙时分离出部分油和/或尘，在产品气汇集区和除尘装置除去剩余的油和/或尘；在产品气汇集区和除尘装置中初步分离的产品气中的油和/或尘收集于隔离板上，经落灰口掉入持续干馏区，进一步进行干馏分解和气化。