CN111054272A - 流化床气化反应装置和方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种流化床气化反应装置和方法，解决了现有流化床气化技术中存在的碳转化率低、流化质量差、气化强度低和合成气成分复杂的问题。本发明主要由变径流化床、脉动气流控制器、圆管式流动密封阀、蓄料器、高效旋风装置和净化***组成，脉动气流配合变径流化床实现分层气化并达到优良的流化质量，圆管式流动密封阀配合蓄料器实现高循环量并提高气化强度，产生的一级合成气进行二次气化，从而提高碳转化率并获取高有效成分合成气的技术方案，可应用于能源化工领域。

Description

流化床气化反应装置和方法
技术领域
本发明涉及一种流化床气化反应装置和方法，属于能源化工领域。
背景技术
我国“煤炭相对丰富，油气资源匮乏”的能源结构决定了长期以来煤炭是我国最主要的能源和化工原料，而且在今后较长时期内难以改变。煤炭粗放式的开发和使用造成了严重的环境污染，我国排放的硫化物、氮化物、二氧化碳和粉尘大多来源于煤炭燃烧。煤气化是煤炭高效清洁利用的基础核心技术之一，是发展煤制天然气、煤基化学品(氨、甲醇、二甲醚等)、煤基液体燃料、先进的IGCC发电、多联产***、制氢、燃料电池等行业的共性技术、关键技术和龙头技术。
当前比较成熟的气化工艺的气化温度一般在1000℃以上，存在着反应温度高、能耗大、对合成气的净化困难、合成气的冷却强度大以及设备要求严格等缺点。如化学工业出版社 2010年出版的《煤炭气化技术》26～45页所述的气流床技术(如Texaco、Shell、OMB等)，具有气化能力大、碳转化效率高等优点，是当今先进煤气化技术，近年来发展较快，但反应温度高、能耗大、煤炭综合利用率较低，且在适用高水份、高灰份、高灰熔点等劣质煤时还存在诸多问题。流化床气化床层温度分布均匀，传热传质效率高，煤种选择范围广，可适用于褐煤、长焰煤等劣质，但由于流化床气化炉的操作温度在600～1000℃，存在碳转化率低(90％左右)，会产生甲烷、焦油和酚类等副产物。
但传统流化床在应用中也存在一些不足：如对黏性大、易结团的物料处理效果不好；风速过大时会出现大气泡、沟流和节涌等，引起流化床不稳定，影响气固充分混合；为进一步提高流化床的性能，一些加强气固混合效率的措施被采用，其中包括引入强制扰动的脉冲流化床。脉冲流化床(也称为脉动流化床)是将传统流化床流量稳定的进气流改变为周期性波动的脉冲气流。它能有效克服沟流、死区、局部过热等传统流化床常见的弊端；而且床内气泡小，气泡发生频率降低，可以处理的粒径的范围更宽；能在更广的操作范围内使床内物料充分混合，且传热系数得到提高，从而有效地降低能耗。脉冲流化床的操作范围更广，操作条件的改变会影响其流化质量。专利CN100419338公布一种脉动流化床燃烧装置，具有燃烧强度高、燃烧效率高等特点。目前还未发现脉动流化床在气化领域的应用。
返料阀是保证颗粒在循环流化床内连续稳定运行的关键构件之一，其上部与分离器相连、底部与流化床密相区相连，返料阀的基本作用是将分离器分离下来的颗粒稳定地送回压力较高的流化床密相区，实现物料的循环反应；同时防止流化床密相区的气流通过回料装置反窜入分离器内，破坏分离器的气固流场，使得分离效率降低。此外，返料装置必须对流量有一定的调节和控制能力，这样才能保证***的安全稳定运行。返料阀可分为机械阀和非机械阀两大类，由于循环流化床气化炉的温度较高，若用机械阀易产生阻塞、转动不灵活、磨损等不良现象，因此需要采用非机械型返料阀。非机械型返料阀主要有L阀、 J阀、H阀以及U阀等，其中由于U阀具有工作可靠、输送压力低、易于实现负荷调节等优点而成为循环流化床中广泛采用的返料阀之一。目前U型返料阀普遍采用方形结构，如专利CN203384969U一种循环流化床锅炉的回料阀为方形结构，此结构存在易产生磨损、结渣、堵灰等问题，且结构强度相比圆管型低，使得循环流化床的压力受到限制，导致气化强度不高。目前循环流化床气化炉的循环量普遍较低，影响了气化效率。
发明内容
本发明主要解决的技术问题之一是现有流化床气化技术中存在的碳转化率低、流化质量差、气化强度低和合成气成分复杂，本发明提出了一种脉动式变径高循环流化床气化反应装置，脉动气流配合变径流化床实现分层气化并达到良好的流化质量，圆管式流动密封阀配合蓄料器实现高循环量并提高气化强度，产生的一级合成气进行二次气化，从而提高碳转化率并获取高有效成分合成气。
本发明所要解决的技术问题二是提供一种与解决技术问题之一相对应脉动式变径高循环流化床气化反应方法。
为解决上述技术问题之一，本发明采用的技术方案如下：一种脉动式变径高循环流化床气化反应装置，包括变径流化床、原料进口管、气体分布室、气体分布器、中心排渣管、气化剂入口管、氧化剂入口管、脉动气流控制器、多通道喷嘴、出口弯管、高效旋风装置、蓄料器、圆管式流动密封阀、净化***；
所述原料进口管位于变径流化床中下部，气体分布室和气体分布器位于变径流化床底部，中心排渣管与气体分布器相连通，气化剂入口管与气体分布室相连通，脉动气流控制器II、III安装在气化剂入口管中，氧化剂入口管与中心排渣管相连通，脉动气流控制器I安装在氧化剂入口管中，多通道喷嘴位于变径流化床中上部，高效旋风装置通过出口弯管与变径流化床相连通，圆管式流动密封阀通过蓄料器与高效旋风装置相连，圆管式流动密封阀出口与变径流化床中下部相连，净化***与高效旋风装置相连通。
所述的流化床气化反应装置，其特征在于所述的变径流化床中下部直径d2为底部直径 d1的1～8倍，优选2～4倍，中上部直径d3为中下部直径d2的1～8倍，优选2～4倍，上部直径d4为底部直径d1的0.5～2倍，下部高度h1为中下部直径d2的2～5倍，中部高度h2为中上部直径d3的2～8倍，上部高度h3为中上部直径d3的2～10倍。由于不同截面上的气体流速不同，可使不同粒径的含碳固体燃料在该变径流化床不同位置处呈现不同的流态化流型，变径流化床下部为鼓泡流态化，中部为湍动流态化，上部为快速流态化，从而优化不同粒径的含碳固体燃料在该流化床内的停留时间，达到分段气化的目的，提高了含碳固体燃料的碳转化率。所述的气体分布器位于变径流化床的底部，气体分布器呈“喇叭口”形状，气体分布器上设有气孔，气孔直径为2～10mm，优选为4～6mm，设有5～40圈，优选15～30圈，气孔沿圆周均匀布置，气体分布器(4)上表面加筛网，筛网直径为100～600 目，优选200～400目，总体开孔率为1～10％，优选3～6％。采用如此设计使气体分布器布气更为均匀，有利于不同粗细的含碳固体燃料在变径流化床内分层分布，强化气固混合，也有利于灰渣的排放。所述的中心排渣管、气化剂入口管和氧化剂入口管出口均呈“喇叭口”形状；所述的多通道喷嘴出口为渐缩分布。
所述的圆管式流动密封阀均采用圆管型结构(如图2所示)，输送室直径e1为料腿直径e0的1～4倍，优选1.2～2倍，水平通道直径e3为料腿直径e0的0.5～2倍，优选0.8～1.2倍，返料室直径e2为输送室直径e1的0.5～2倍，返料斜管直径e4为返料室直径e2的1～2 倍，溢流口高度l为水平通道直径e3的1～4倍，优选1.5～2.5倍。采用圆管型结构能够解决方形流动密封阀易产生磨损、结渣、堵灰等问题，且结构强度相比方形型高。所述的蓄料器位于高效旋风装置与圆管式流动密封阀之间，蓄料器直径为输送室直径e1的2～10倍，蓄料器高度为其直径的2～5倍。蓄料器配合圆管式流动密封阀能够大大提高循环量及其调节范围。
为解决上述问题之二，本发明采用的技术方案如下：一种流化床气化反应装置，其特征在于主要步骤为，含碳固体燃料通过原料进口管进入变径流化床内，气化剂从气化剂入口管经过脉动气流控制器II、III进入气体分布室后，从气体分布器进入变径流化床中，氧化剂从氧化剂入口管经过脉动气流控制器I从中心排渣管进入变径流化床中，通过脉动气流控制器I进行控制，产生高频脉动气流，使不同粒径的含碳固体燃料在变径流化床内快速达到呈底部颗粒粗上部颗粒细的分层分布，在变径流化床底部进行燃烧，中上部进行热解和气化生成一级合成气，大颗粒灰渣从中心排渣管排出；气化剂和氧化剂从多通道喷嘴进入变径流化床中，与生成的一级合成气进行二次气化反应生成二级合成气，二级合成气和细颗粒混合物E经过出口弯管进入高效旋风装置，细颗粒通过蓄料器到达圆管式流动密封阀，最后进入变径流化床的中下部，从高效旋风装置顶部出来的二级合成气通过净化***净化，灰在底部排出，三级合成气从顶部排出。
所述的含碳固体燃料包括：各种类型的煤、石油焦、生物质、含碳固体废料或者其混合物，优选低阶煤、生物质、挥发份高的固体废料或者其混合物。
所述的氧化剂是指空气、氧气、富氧空气；所述气化剂是指水蒸气、二氧化碳或者其与氧气的混合物。
所述变径流化床底部界面雷诺数Re满足以下关系：0.02Ar0.5≤Re≤0.3Ar0.5，优选0.1Ar0.5≤Re≤0.2Ar0.5，其中，Re为雷诺数，
Figure BDA0001831476750000041
dp为颗粒的平均粒径，w为平均速度，ρg为空气密度，μ为空气动力粘度，Ar为阿基米德数，
Figure BDA0001831476750000042
ρp为粉煤颗粒密度，g为重力加速度。这样可以实现不同粒径的含碳固体燃料在该变径流化床不同位置处呈现不同的流态化流型，变径流化床下部为鼓泡流态化，中部为湍动流态化，上部为快速流态化从而优化不同粒径的含碳固体燃料在该流化床内的停留时间，达到分段气化的目的，提高了含碳固体燃料的碳转化率。
所述的脉动气流控制器产生脉动气流，脉动气流的波形可以是任何形式的波，优选方波和正弦波，使控制较为方便。
所述氧化剂从氧化剂入口管经过脉动气流控制器I控制产生脉动气流，在流化阶段，脉动频率p为0.5～100Hz，脉动振幅y为平均流速v的1％～100％；在排渣阶段，根据排渣情况进行开闭。其特征在于所述气化剂经过脉动气流控制器II、脉动气流控制器III控制产生脉动气流，脉动频率f为0.5～100Hz，脉动振幅z为平均流速u的0％～100％。且满足以下关系：0≤zu/f≤2h1，优选0.4≤zu/f≤0.6h1，其中，h1为变径流化床下部的高度。这样可以提高变径流化床的流化质量，拓宽处理的粒径的范围；能在更广的操作范围内使床内物料充分混合，且传热系数得到提高，从而有效地降低能耗。
所述变径流化床底部温度控制为900～1100℃，中部温度控制为700～1000℃，上部温度控制为1000～1400℃，变径流化床的氧碳比控制范围为0.5～0.7mol/mol，水碳比控制范围为1～2mol/mol，操作压力范围为0.5～10MPa。
采用本发明的技术方案通过流化床气化反应，脉动气流配合变径流化床实现分层气化并达到良好的流化质量，圆管式流动密封阀配合蓄料器实现高循环量并提高气化强度，产生的一级合成气进行二次气化，获取高有效成分合成气。提高了流化质量、碳转化率、气化强度和合成气有效成分，具有良好的应用前景。
附图说明
1、图1为脉动式变径高循环流化床气化反应装置的流程示意图：
图1中，1为变径流化床；2为原料进口管；3为气体分布室；4为气体分布器；5为中心排渣管；6为气化剂入口管；7为氧化剂入口管；8为脉动气流控制器；9为多通道喷嘴；10为出口弯管；11为高效旋风装置；12为蓄料器；13为圆管式流动密封阀；14为净化***。d1为变径流化床底部直径；d2为变径流化床中下部直径；d3为变径流化床中上部直径；d4为变径流化床上部直径；h1为变径流化床下部高度；h2为变径流化床中部高度； h3为变径流化床上部高度；e0为料腿直径；e1为输送室直径；e2为返料室直径；e3为水平通道直径；e4为返料斜管直径；l为溢流口高度。
A为含碳固体燃料；B为气化剂；C为氧化剂；D为一级合成气；E为大颗粒灰渣；F 为二级合成气；G为冷却水；I为灰；H为三级合成气。
含碳固体燃料A通过原料进口管(2)进入变径流化床(1)内，气化剂B从气化剂入口管(6)经过脉动气流控制器II(8b)、III(8c)进入气体分布室(3)后，从气体分布器(4)进入变径流化床(1)中，氧化剂C从氧化剂入口管(7)经过脉动气流控制器 I(8a)从中心排渣管(5)进入变径流化床(1)中，通过脉动气流控制器I(8a)进行控制，产生高频脉动气流，使不同粒径的含碳固体燃料A在变径流化床(1)内快速达到呈底部颗粒粗上部颗粒细的分层分布，在变径流化床(1)底部进行燃烧，中上部进行热解和气化生成一级合成气D，大颗粒灰渣E从中心排渣管(5)排出；气化剂B和氧化剂C 从多通道喷嘴(9)进入变径流化床(1)中，与生成的一级合成气D进行二次气化反应生成二级合成气，二级合成气和细颗粒混合物经过出口弯管(10)进入高效旋风装置(11)，细颗粒通过蓄料器(12)到达圆管式流动密封阀(13)，最后进入变径流化床(1)的中下部，从高效旋风装置(11)顶部出来的二级合成气F通过净化***(14)净化，灰I在底部排出，三级合成气H从顶部排出。
2、图2为圆管式流动密封阀的结构示意图：
下面通过实施例对本发明作进一步的阐述，但不仅限于本实施例。
具体实施方式
【实施例1】
一种流化床气化反应装置，变径流化床底部直径d1为0.5m，中下部直径d2为d1的3倍，中上部直径d3为d2的3倍；料腿直径e0为0.1m，圆管式流动密封阀输送室直径e1为e0的1.5倍，水平通道直径e3为e0的1倍，溢流口高度l为e3的2倍。
将0-10mm的褐煤通过原料进口管进入变径流化床内，气化剂从气化剂入口管经过脉动气流控制器II、III进入气体分布室后，从气体分布器进入变径流化床中，氧化剂从氧化剂入口管经过脉动气流控制器I从中心排渣管进入变径流化床中，变径流化床底部界面雷诺数Re＝0.2Ar0.5。通过脉动气流控制器II、III进行控制，产生高频脉动气流，脉动振幅z、脉动频率f、平均流速u、变径流化床下部高度h1满足zu/f＝0.5h1，使不同粒径的含碳固体燃料在变径流化床内快速达到呈底部颗粒粗上部颗粒细的分层分布，并使变径流化床底部温度控制为1000℃，中部温度控制为900℃，上部温度控制为1200℃，变径流化床的氧碳比控制范围为0.5mol/mol，水碳比控制范围为1.5mol/mol，操作压力范围为5MPa。在变径流化床底部进行燃烧，中上部进行热解和气化生成一级合成气，大颗粒灰渣从中心排渣管排出；气化剂和氧化剂从多通道喷嘴进入变径流化床中，与生成的一级合成气进行二次气化反应生成二级合成气，二级合成气和细颗粒混合物经过出口弯管进入高效旋风装置，细颗粒通过蓄料器到达圆管式流动密封阀，最后进入变径流化床的中下部，从高效旋风装置顶部出来的二级合成气通过净化***净化，灰在底部排出，三级合成气从顶部排出。三级合成气产物一氧化碳含量为56.1％，氢气含量为36.3％，二氧化碳含量为1.8％，有效气含量(一氧化碳+氢气)为92.4％，碳转化率达到99.5％。
【实施例2】
一种流化床气化反应装置，变径流化床底部直径d1为0.5m，中下部直径d2为d1的1倍，中上部直径d3为d2的3倍；料腿直径e0为0.1m，圆管式流动密封阀输送室直径e1为e0的1.5倍，水平通道直径e3为e0的1倍，溢流口高度l为e3的2倍。将0-10mm的褐煤通过原料进口管进入变径流化床内，气化剂从气化剂入口管经过脉动气流控制器II、III 进入气体分布室后，从气体分布器进入变径流化床中，氧化剂从氧化剂入口管经过脉动气流控制器I从中心排渣管进入变径流化床中，变径流化床底部界面雷诺数Re＝0.2Ar0.5。通过脉动气流控制器II、III进行控制，产生高频脉动气流，脉动振幅z、脉动频率f、平均流速u、变径流化床下部高度h1满足zu/f＝0.5h1，使不同粒径的含碳固体燃料在变径流化床内快速达到呈底部颗粒粗上部颗粒细的分层分布，并使变径流化床底部温度控制为1000 ℃，中部温度控制为900℃，上部温度控制为1200℃，变径流化床的氧碳比控制范围为0.5mol/mol，水碳比控制范围为1.5mol/mol，操作压力范围为5MPa。在变径流化床底部进行燃烧，中上部进行热解和气化生成一级合成气，大颗粒灰渣从中心排渣管排出；气化剂和氧化剂从多通道喷嘴进入变径流化床中，与生成的一级合成气进行二次气化反应生成二级合成气，二级合成气和细颗粒混合物经过出口弯管进入高效旋风装置，细颗粒通过蓄料器到达圆管式流动密封阀，最后进入变径流化床的中下部，从高效旋风装置顶部出来的二级合成气通过净化***净化，灰在底部排出，三级合成气从顶部排出。三级合成气产物一氧化碳含量为49.6％，氢气含量为38.4％，二氧化碳含量为5.6％，有效气含量(一氧化碳 +氢气)为88％，碳转化率达到97.2％。
【实施例3】
一种流化床气化反应装置，变径流化床底部直径d1为0.5m，中下部直径d2为d1的8倍，中上部直径d3为d2的3倍；料腿直径e0为0.1m，圆管式流动密封阀输送室直径e1为e0的1.5倍，水平通道直径e3为e0的1倍，溢流口高度l为e3的2倍。将0-10mm的褐煤通过原料进口管进入变径流化床内，气化剂从气化剂入口管经过脉动气流控制器II、III 进入气体分布室后，从气体分布器进入变径流化床中，氧化剂从氧化剂入口管经过脉动气流控制器I从中心排渣管进入变径流化床中，变径流化床底部界面雷诺数Re＝0.2Ar0.5。通过脉动气流控制器II、III进行控制，产生高频脉动气流，脉动振幅z、脉动频率f、平均流速u、变径流化床下部高度h1满足zu/f＝0.5h1，使不同粒径的含碳固体燃料在变径流化床内快速达到呈底部颗粒粗上部颗粒细的分层分布，并使变径流化床底部温度控制为1000 ℃，中部温度控制为900℃，上部温度控制为1200℃，变径流化床的氧碳比控制范围为 0.5mol/mol，水碳比控制范围为1.5mol/mol，操作压力范围为5MPa。在变径流化床底部进行燃烧，中上部进行热解和气化生成一级合成气，大颗粒灰渣从中心排渣管排出；气化剂和氧化剂从多通道喷嘴进入变径流化床中，与生成的一级合成气进行二次气化反应生成二级合成气，二级合成气和细颗粒混合物经过出口弯管进入高效旋风装置，细颗粒通过蓄料器到达圆管式流动密封阀，最后进入变径流化床的中下部，从高效旋风装置顶部出来的二级合成气通过净化***净化，灰在底部排出，三级合成气从顶部排出。三级合成气产物一氧化碳含量为53.2％，氢气含量为37.8％，二氧化碳含量为2.8％，有效气含量(一氧化碳 +氢气)为91％，碳转化率达到98.6％。
【实施例4】
一种流化床气化反应装置，变径流化床底部内径d1为0.5m，d2为d1的3倍，d3为d2的1倍；料腿直径e0为0.1m，圆管式流动密封阀e1为e0的1.5倍，e3为e0的1倍，f3为e3的2倍。
一种流化床气化反应装置，变径流化床底部直径d1为0.5m，中下部直径d2为d1的3倍，中上部直径d3为d2的3倍；料腿直径e0为0.1m，圆管式流动密封阀输送室直径e1为e0的1.5倍，水平通道直径e3为e0的1倍，溢流口高度l为e3的2倍。
将0-10mm的褐煤通过原料进口管进入变径流化床内，气化剂从气化剂入口管经过脉动气流控制器II、III进入气体分布室后，从气体分布器进入变径流化床中，氧化剂从氧化剂入口管经过脉动气流控制器I从中心排渣管进入变径流化床中，变径流化床底部界面雷诺数Re＝0.2Ar0.5。通过脉动气流控制器II、III进行控制，产生高频脉动气流，脉动振幅z、脉动频率f、平均流速u、变径流化床下部高度h1满足zu/f＝0.5h1，使不同粒径的含碳固体燃料在变径流化床内快速达到呈底部颗粒粗上部颗粒细的分层分布，并使变径流化床底部温度控制为1000℃，中部温度控制为900℃，上部温度控制为1200℃，变径流化床的氧碳比控制范围为0.5mol/mol，水碳比控制范围为1.5mol/mol，操作压力范围为5MPa。在变径流化床底部进行燃烧，中上部进行热解和气化生成一级合成气，大颗粒灰渣从中心排渣管排出；气化剂和氧化剂从多通道喷嘴进入变径流化床中，与生成的一级合成气进行二次气化反应生成二级合成气，二级合成气和细颗粒混合物经过出口弯管进入高效旋风装置，细颗粒通过蓄料器到达圆管式流动密封阀，最后进入变径流化床的中下部，从高效旋风装置顶部出来的二级合成气通过净化***净化，灰在底部排出，三级合成气从顶部排出。三级合成气产物一氧化碳含量为45.9％，氢气含量为37.8％，二氧化碳含量为6.8％，有效气含量(一氧化碳+氢气)为83.7％，碳转化率达到95.8％。
【实施例5】
一种流化床气化反应装置，变径流化床底部直径d1为0.5m，中下部直径d2为d1的3倍，中上部直径d3为d2的8倍；料腿直径e0为0.1m，圆管式流动密封阀输送室直径e1为e0的1.5倍，水平通道直径e3为e0的1倍，溢流口高度l为e3的2倍。
将0-10mm的褐煤通过原料进口管进入变径流化床内，气化剂从气化剂入口管经过脉动气流控制器II、III进入气体分布室后，从气体分布器进入变径流化床中，氧化剂从氧化剂入口管经过脉动气流控制器I从中心排渣管进入变径流化床中，变径流化床底部界面雷诺数Re＝0.2Ar0.5。通过脉动气流控制器II、III进行控制，产生高频脉动气流，脉动振幅z、脉动频率f、平均流速u、变径流化床下部高度h1满足zu/f＝0.5h1，使不同粒径的含碳固体燃料在变径流化床内快速达到呈底部颗粒粗上部颗粒细的分层分布，并使变径流化床底部温度控制为1000℃，中部温度控制为900℃，上部温度控制为1200℃，变径流化床的氧碳比控制范围为0.5mol/mol，水碳比控制范围为1.5mol/mol，操作压力范围为5MPa。在变径流化床底部进行燃烧，中上部进行热解和气化生成一级合成气，大颗粒灰渣从中心排渣管排出；气化剂和氧化剂从多通道喷嘴进入变径流化床中，与生成的一级合成气进行二次气化反应生成二级合成气，二级合成气和细颗粒混合物经过出口弯管进入高效旋风装置，细颗粒通过蓄料器到达圆管式流动密封阀，最后进入变径流化床的中下部，从高效旋风装置顶部出来的二级合成气通过净化***净化，灰在底部排出，三级合成气从顶部排出。三级合成气产物一氧化碳含量为52.8％，氢气含量为36.9％，二氧化碳含量为4.3％，有效气含量(一氧化碳+氢气)为89.7％，碳转化率达到98％。
【实施例6】
一种流化床气化反应装置，变径流化床底部直径d1为0.5m，中下部直径d2为d1的3倍，中上部直径d3为d2的3倍；料腿直径e0为0.1m，圆管式流动密封阀输送室直径e1为e0的1倍，水平通道直径e3为e0的1倍，溢流口高度l为e3的2倍。
将0-10mm的褐煤通过原料进口管进入变径流化床内，气化剂从气化剂入口管经过脉动气流控制器II、III进入气体分布室后，从气体分布器进入变径流化床中，氧化剂从氧化剂入口管经过脉动气流控制器I从中心排渣管进入变径流化床中，变径流化床底部界面雷诺数Re＝0.2Ar0.5。通过脉动气流控制器II、III进行控制，产生高频脉动气流，脉动振幅z、脉动频率f、平均流速u、变径流化床下部高度h1满足zu/f＝0.5h1，使不同粒径的含碳固体燃料在变径流化床内快速达到呈底部颗粒粗上部颗粒细的分层分布，并使变径流化床底部温度控制为1000℃，中部温度控制为900℃，上部温度控制为1200℃，变径流化床的氧碳比控制范围为0.5mol/mol，水碳比控制范围为1.5mol/mol，操作压力范围为5MPa。在变径流化床底部进行燃烧，中上部进行热解和气化生成一级合成气，大颗粒灰渣从中心排渣管排出；气化剂和氧化剂从多通道喷嘴进入变径流化床中，与生成的一级合成气进行二次气化反应生成二级合成气，二级合成气和细颗粒混合物经过出口弯管进入高效旋风装置，细颗粒通过蓄料器到达圆管式流动密封阀，最后进入变径流化床的中下部，从高效旋风装置顶部出来的二级合成气通过净化***净化，灰在底部排出，三级合成气从顶部排出。三级合成气产物一氧化碳含量为42.9％，氢气含量为36.8％，二氧化碳含量为7.8％，有效气含量(一氧化碳+氢气)为79.7％，碳转化率达到93.5％。
【实施例7】
一种流化床气化反应装置，变径流化床底部直径d1为0.5m，中下部直径d2为d1的3倍，中上部直径d3为d2的3倍；料腿直径e0为0.1m，圆管式流动密封阀输送室直径e1为e0的4倍，水平通道直径e3为e0的1倍，溢流口高度l为e3的2倍。
将0-10mm的褐煤通过原料进口管进入变径流化床内，气化剂从气化剂入口管经过脉动气流控制器II、III进入气体分布室后，从气体分布器进入变径流化床中，氧化剂从氧化剂入口管经过脉动气流控制器I从中心排渣管进入变径流化床中，变径流化床底部界面雷诺数Re＝0.2Ar0.5。通过脉动气流控制器II、III进行控制，产生高频脉动气流，脉动振幅z、脉动频率f、平均流速u、变径流化床下部高度h1满足zu/f＝0.5h1，使不同粒径的含碳固体燃料在变径流化床内快速达到呈底部颗粒粗上部颗粒细的分层分布，并使变径流化床底部温度控制为1000℃，中部温度控制为900℃，上部温度控制为1200℃，变径流化床的氧碳比控制范围为0.5mol/mol，水碳比控制范围为1.5mol/mol，操作压力范围为5MPa。在变径流化床底部进行燃烧，中上部进行热解和气化生成一级合成气，大颗粒灰渣从中心排渣管排出；气化剂和氧化剂从多通道喷嘴进入变径流化床中，与生成的一级合成气进行二次气化反应生成二级合成气，二级合成气和细颗粒混合物经过出口弯管进入高效旋风装置，细颗粒通过蓄料器到达圆管式流动密封阀，最后进入变径流化床的中下部，从高效旋风装置顶部出来的二级合成气通过净化***净化，灰在底部排出，三级合成气从顶部排出。三级合成气产物一氧化碳含量为51.8％，氢气含量为36.9％，二氧化碳含量为3.6％，有效气含量(一氧化碳+氢气)为88.7％，碳转化率达到97.6％。
【实施例8】
一种流化床气化反应装置，变径流化床底部直径d1为0.5m，中下部直径d2为d1的3倍，中上部直径d3为d2的3倍；料腿直径e0为0.1m，圆管式流动密封阀输送室直径e1为e0的1.5倍，水平通道直径e3为e0的0.5倍，溢流口高度l为e3的2倍。
将0-10mm的褐煤通过原料进口管进入变径流化床内，气化剂从气化剂入口管经过脉动气流控制器II、III进入气体分布室后，从气体分布器进入变径流化床中，氧化剂从氧化剂入口管经过脉动气流控制器I从中心排渣管进入变径流化床中，变径流化床底部界面雷诺数Re＝0.2Ar0.5。通过脉动气流控制器II、III进行控制，产生高频脉动气流，脉动振幅z、脉动频率f、平均流速u、变径流化床下部高度h1满足zu/f＝0.5h1，使不同粒径的含碳固体燃料在变径流化床内快速达到呈底部颗粒粗上部颗粒细的分层分布，并使变径流化床底部温度控制为1000℃，中部温度控制为900℃，上部温度控制为1200℃，变径流化床的氧碳比控制范围为0.5mol/mol，水碳比控制范围为1.5mol/mol，操作压力范围为5MPa。在变径流化床底部进行燃烧，中上部进行热解和气化生成一级合成气，大颗粒灰渣从中心排渣管排出；气化剂和氧化剂从多通道喷嘴进入变径流化床中，与生成的一级合成气进行二次气化反应生成二级合成气，二级合成气和细颗粒混合物经过出口弯管进入高效旋风装置，细颗粒通过蓄料器到达圆管式流动密封阀，最后进入变径流化床的中下部，从高效旋风装置顶部出来的二级合成气通过净化***净化，灰在底部排出，三级合成气从顶部排出。三级合成气产物一氧化碳含量为43.9％，氢气含量为35.8％，二氧化碳含量为8.2％，有效气含量(一氧化碳+氢气)为79.7％，碳转化率达到93.1％。
【实施例9】
一种流化床气化反应装置，变径流化床底部直径d1为0.5m，中下部直径d2为d1的3倍，中上部直径d3为d2的3倍；料腿直径e0为0.1m，圆管式流动密封阀输送室直径e1为e0的1.5倍，水平通道直径e3为e0的2倍，溢流口高度l为e3的2倍。
将0-10mm的褐煤通过原料进口管进入变径流化床内，气化剂从气化剂入口管经过脉动气流控制器II、III进入气体分布室后，从气体分布器进入变径流化床中，氧化剂从氧化剂入口管经过脉动气流控制器I从中心排渣管进入变径流化床中，变径流化床底部界面雷诺数Re＝0.2Ar0.5。通过脉动气流控制器II、III进行控制，产生高频脉动气流，脉动振幅z、脉动频率f、平均流速u、变径流化床下部高度h1满足zu/f＝0.5h1，使不同粒径的含碳固体燃料在变径流化床内快速达到呈底部颗粒粗上部颗粒细的分层分布，并使变径流化床底部温度控制为1000℃，中部温度控制为900℃，上部温度控制为1200℃，变径流化床的氧碳比控制范围为0.5mol/mol，水碳比控制范围为1.5mol/mol，操作压力范围为5MPa。在变径流化床底部进行燃烧，中上部进行热解和气化生成一级合成气，大颗粒灰渣从中心排渣管排出；气化剂和氧化剂从多通道喷嘴进入变径流化床中，与生成的一级合成气进行二次气化反应生成二级合成气，二级合成气和细颗粒混合物经过出口弯管进入高效旋风装置，细颗粒通过蓄料器到达圆管式流动密封阀，最后进入变径流化床的中下部，从高效旋风装置顶部出来的二级合成气通过净化***净化，灰在底部排出，三级合成气从顶部排出。三级合成气产物一氧化碳含量为53.6％，氢气含量为34.2％，二氧化碳含量为2.9％，有效气含量(一氧化碳+氢气)为87.8％，碳转化率达到98.2％。
【实施例10】
一种流化床气化反应装置，变径流化床底部直径d1为0.5m，中下部直径d2为d1的3倍，中上部直径d3为d2的3倍；料腿直径e0为0.1m，圆管式流动密封阀输送室直径e1为e0的1.5倍，水平通道直径e3为e0的1倍，溢流口高度l为e3的2倍。
将0-10mm的褐煤通过原料进口管进入变径流化床内，气化剂从气化剂入口管经过脉动气流控制器II、III进入气体分布室后，从气体分布器进入变径流化床中，氧化剂从氧化剂入口管经过脉动气流控制器I从中心排渣管进入变径流化床中，变径流化床底部界面雷诺数Re＝0.02Ar0.5。通过脉动气流控制器II、III进行控制，产生高频脉动气流，脉动振幅z、脉动频率f、平均流速u、变径流化床下部高度h1满足zu/f＝0.5h1，使不同粒径的含碳固体燃料在变径流化床内快速达到呈底部颗粒粗上部颗粒细的分层分布，并使变径流化床底部温度控制为1000℃，中部温度控制为900℃，上部温度控制为1200℃，变径流化床的氧碳比控制范围为0.5mol/mol，水碳比控制范围为1.5mol/mol，操作压力范围为5MPa。在变径流化床底部进行燃烧，中上部进行热解和气化生成一级合成气，大颗粒灰渣从中心排渣管排出；气化剂和氧化剂从多通道喷嘴进入变径流化床中，与生成的一级合成气进行二次气化反应生成二级合成气，二级合成气和细颗粒混合物经过出口弯管进入高效旋风装置，细颗粒通过蓄料器到达圆管式流动密封阀，最后进入变径流化床的中下部，从高效旋风装置顶部出来的二级合成气通过净化***净化，灰在底部排出，三级合成气从顶部排出。三级合成气产物一氧化碳含量为48.2％，氢气含量为32.7％，二氧化碳含量为7.6％，有效气含量(一氧化碳+氢气)为80.9％，碳转化率达到94.2％。
【实施例11】
一种流化床气化反应装置，变径流化床底部直径d1为0.5m，中下部直径d2为d1的3倍，中上部直径d3为d2的3倍；料腿直径e0为0.1m，圆管式流动密封阀输送室直径e1为e0的1.5倍，水平通道直径e3为e0的1倍，溢流口高度l为e3的2倍。
将0-10mm的褐煤通过原料进口管进入变径流化床内，气化剂从气化剂入口管经过脉动气流控制器II、III进入气体分布室后，从气体分布器进入变径流化床中，氧化剂从氧化剂入口管经过脉动气流控制器I从中心排渣管进入变径流化床中，变径流化床底部界面雷诺数Re＝0.2Ar0.5。通过脉动气流控制器II、III进行控制，产生高频脉动气流，脉动振幅z、脉动频率f、平均流速u、变径流化床下部高度h1满足zu/f＝0，使变径流化床底部温度控制为1000℃，中部温度控制为900℃，上部温度控制为1200℃，变径流化床的氧碳比控制范围为0.5mol/mol，水碳比控制范围为1.5mol/mol，操作压力范围为5MPa。在变径流化床底部进行燃烧，中上部进行热解和气化生成一级合成气，大颗粒灰渣从中心排渣管排出；气化剂和氧化剂从多通道喷嘴进入变径流化床中，与生成的一级合成气进行二次气化反应生成二级合成气，二级合成气和细颗粒混合物经过出口弯管进入高效旋风装置，细颗粒通过蓄料器到达圆管式流动密封阀，最后进入变径流化床的中下部，从高效旋风装置顶部出来的二级合成气通过净化***净化，灰在底部排出，三级合成气从顶部排出。三级合成气产物一氧化碳含量为41.8％，氢气含量为34.6％，二氧化碳含量为8.5％，有效气含量(一氧化碳+氢气)为76.4％，碳转化率达到92.8％。
【比较例1】
采用灰融聚流化床煤气化反应装置，选用0-6mm的褐煤为原料，操作压力0.04MPa，平均操作温度1000℃，得到合成气产物一氧化碳含量为21.9％，氢气含量为38.6％，甲烷4.3％，二氧化碳含量为22％，氮气含量为7.11％，气体热值9.4MJ/m3，碳转化率仅为90％。
实施例1-8以及比较例1总结如表1所示。
【比较例1】
采用灰融聚流化床煤气化反应装置，选用0-6mm的烟煤为原料，操作压力0.03MPa，平均操作温度1000℃，得到合成气产物一氧化碳含量为30％，氢气含量为40％，二氧化碳含量为22％，氮气含量为6％，碳转化率仅为90％，冷煤气效率为71.3％，灰渣含碳量为7.7％。实施例1-8以及比较例1总结如表1所示。
表1
Figure BDA0001831476750000131
Figure BDA0001831476750000141
从表1的工艺指标对比中，可以得出，本发明专利所述的流化床气化反应装置，采用实施例1效果最佳，较比较例1的碳转化率提高了9个百分点，有效合成气(CO+H2)百分含量提高了30％以上。

Claims (10)

1.一种流化床气化反应装置，其特征在于，包括变径流化床(1)、原料进口管(2)、气体分布室(3)、气体分布器(4)、中心排渣管(5)、气化剂入口管(6)、氧化剂入口管(7)、脉动气流控制器、多通道喷嘴(9)、出口弯管(10)、高效旋风装置(11)、蓄料器(12)、圆管式流动密封阀(13)、净化***(14)；
其特征在于原料进口管(2)位于变径流化床(1)中下部，气体分布室(3)和气体分布器(4)位于变径流化床(1)底部，中心排渣管(5)与气体分布器(4)相连通，气化剂入口管(6)与气体分布室(3)相连通，脉动气流控制器II(8b)、脉动气流控制器III(8c)安装在气化剂入口管(6)中，氧化剂入口管(7)与中心排渣管(5)相连通，脉动气流控制器I(8a)安装在氧化剂入口管(7)中，多通道喷嘴(9)位于变径流化床(1)中上部，高效旋风装置(11)通过出口弯管(10)与变径流化床(1)相连通，圆管式流动密封阀(13)通过蓄料器(12)与高效旋风装置(11)相连，圆管式流动密封阀(13)出口与变径流化床(1)中下部相连，净化***(14)与高效旋风装置(11)相连通。
2.根据权利要求1所述的流化床气化反应装置，其特征在于所述的变径流化床(1)中下部直径d2为底部直径d1的1～8倍，优选2～4倍，中上部直径d3为中下部直径d2的1～8倍，优选2～4倍，上部直径d4为底部直径d1的0.5～2倍，下部高度h1为中下部直径d2的2～5倍，中部高度h2为中上部直径d3的2～8倍，上部高度h3为中上部直径d3的2～10倍。
3.根据权利要求1所述的流化床气化反应装置，其特征在于所述的气体分布器(4)位于变径流化床(1)的底部，气体分布器(4)呈“喇叭口”形状，气体分布器(4)上设有气孔，气孔直径为2～10mm，优选为4～6mm，设有5～40圈，优选15～30圈，气孔沿圆周均匀布置，气体分布器(4)上表面加筛网，筛网直径为100～600目，优选200～400目，总体开孔率为1～10％，优选3～6％。
4.根据权利要求1所述的流化床气化反应装置，其特征在于所述的中心排渣管(5)、气化剂入口管(6)和氧化剂入口管(7)的出口均呈“喇叭口”形状；所述的多通道喷嘴(9)位于变径流化床(1)中上部，出口为渐缩分布。
5.根据权利要求1所述的流化床气化反应装置，其特征在于所述的圆管式流动密封阀(13)采用圆管型结构，
输送室直径e1为料腿直径e0的1～4倍，优选1.2～2倍，水平通道直径e3为料腿直径e0的0.5～2倍，优选0.8～1.2倍，返料室直径e2为输送室直径e1的0.5～2倍，返料斜管直径e4为返料室直径e2的1～2倍，溢流口高度l为水平通道直径e3的1～4倍，优选1.5～2.5倍。
6.根据权利要求1所述的流化床气化反应装置，其特征在于所述的蓄料器(12)位于高效旋风装置(11)与圆管式流动密封阀(13)之间，蓄料器(12)直径为输送室直径e1的2～10倍，蓄料器(12)高度为其直径的2～5倍。
7.一种流化床气化反应方法，其特征在于主要步骤为：含碳固体燃料A通过原料进口管(2)进入变径流化床(1)内，气化剂B从气化剂入口管(6)经过脉动气流控制器II(8b)、脉动气流控制器III(8c)进入气体分布室(3)后，从气体分布器(4)进入变径流化床(1)中，氧化剂C从氧化剂入口管(7)经过脉动气流控制器I(8a)从中心排渣管(5)进入变径流化床(1)中，通过脉动气流控制器I(8a)进行控制，产生高频脉动气流，使不同粒径的含碳固体燃料A在变径流化床(1)内快速达到呈底部颗粒粗、上部颗粒细的分层分布，在变径流化床(1)底部进行燃烧，中上部进行热解和气化生成一级合成气D，大颗粒灰渣E从中心排渣管(5)排出；气化剂B和氧化剂C从多通道喷嘴(9)进入变径流化床(1)中，与生成的一级合成气D进行二次气化反应生成二级合成气，二级合成气和细颗粒混合物经过出口弯管(10)进入高效旋风装置(11)，细颗粒通过蓄料器(12)到达圆管式流动密封阀(13)，最后进入变径流化床(1)的中下部，从高效旋风装置(11)顶部出来的二级合成气F通过净化***(14)净化，灰I在底部排出，三级合成气H从顶部排出。
8.根据权利要求7所述的一种流化床气化反应方法，其特征在于所述变径流化床(1)底部界面雷诺数Re满足以下关系：0.02Ar0.5≤Re≤0.3Ar0.5，优选0.1Ar0.5≤Re≤0.2Ar0.5，其中，Re为雷诺数，
Figure FDA0001831476740000021
dp为颗粒的平均粒径，w为平均速度，ρg为空气密度，μ为空气动力粘度，Ar为阿基米德数，
Figure FDA0001831476740000022
ρp为粉煤颗粒密度，g为重力加速度。
9.根据权利要求7所述的一种流化床气化反应方法，其特征在于所述氧化剂C从氧化剂入口管(7)经过脉动气流控制器I(8a)控制产生脉动气流，在流化阶段，脉动频率p为0.5～100Hz，脉动振幅y为平均流速v的1％～100％；在排渣阶段，根据排渣情况进行开闭；其特征在于所述气化剂B经过脉动气流控制器II(8b)、脉动气流控制器III(8c)控制产生脉动气流，脉动频率f为0.5～100Hz，脉动振幅z为平均流速u的0％～100％；且满足以下关系：0≤zu/f≤2h1，优选0.4h1≤zu/f≤0.6h1，其中，h1为脉动流化床下部高度。
10.根据权利要求7所述的一种流化床气化反应方法，其特征在于所述变径流化床(1)底部温度控制为900～1100℃，中部温度控制为700～1000℃，上部温度控制为1000～1400℃，变径流化床(1)的氧碳比控制范围为0.5～0.7mol/mol，水碳比控制范围为1～2mol/mol，操作压力范围为0.5～10MPa。
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