切向配风的循环流化床气化装置以及气化方法与流程
本发明涉及煤气化技术领域，具体地涉及一种切向配风的循环流化床气化装置以及一种切向配风的循环流化床气化方法。
背景技术：
作为一种高效清洁的洁净煤技术，煤气化技术是一种将煤炭等固态一次能源转化为气态清洁二次能源的主要途径，该技术主要用于合成氨、合成甲醇、制氢、高炉还原炼铁等化工冶金行业、联合循环发电领域、工业和民用燃气领域以及其它诸多领域中。
按固体燃料的运动状态分类，现代煤气化工艺主要包括移动床(又称固定床)气化法、气流床气化法和流化床气化法。流化床煤气化技术是最早工业化的气化工艺，其工艺为将具有一定压力的气化剂从床层下部经过布风板吹入，将床上的碎煤托起，当气化剂上升时，煤粒呈悬浮状态运动，上下翻滚，与气化剂充分接触进行气化反应。在此类技术中，包括传统的流化床煤气化技术和近年来发展起来的循环流化床煤气化技术。其中，与传统的流化床煤气炉相比，循环流化床煤气化炉带有高循环量的物料循环回路，燃料在炉内停留时间极大延长，具有煤种适用性强、气固混合充分、气化反应速率高、整个反应器温度均匀、可添加石灰石进行炉内脱硫等优点。
循环流化床煤气化炉的结构性能受到流态化规律的制约，其优点得益于此，同时，也由此带来了不利的影响，例如，常规的循环流化床煤气化炉存在如下问题：一、炉内物料混合均匀，温度均匀，而生产煤气客观上要求炉内必须保持还原性气氛，也就是说炉内物料必须保持较高的含碳量，这就使得循环流化床煤气化炉的底渣和飞灰含碳量高；二、在常规的循环流化床煤气化炉中，气化剂及原料煤的给入位置决定了炉膛的中上部处于还原区，并且物料浓度高，为获得较高的气化效率需要大量的热量，但现有技术为该区域提供的热量相对不足，这影响了气化效率的提高。
技术实现要素：
本发明的目的在于至少部分地克服现有技术的缺陷，提供一种循环流化床气化装置以及气化方法，利用该循环流化床气化装置和气化方法，能够提高气化效率和碳转化率。
本发明的目的还在于提供一种循环流化床气化装置以及气化方法，其能够最小化辅气化剂的引入对已生成的煤气的影响，提高辅气化剂对气化反应的促进效果。
本发明的目的还在于提供一种循环流化床气化装置以及气化方法，其能够降低飞灰含碳量。
根据本发明的一个方面的实施例，提出了一种切向配风的循环流化床气化装置，包括炉膛、气固分离装置和返料系统，在所述炉膛上设置有辅气化剂入口，所述辅气化剂入口被配置为使得辅气化剂与所述炉膛的侧壁面相切地进入炉膛。
根据本发明的一个优选实施例，在所述炉膛上还设置有主气化剂入口、给料口、返料口、炉膛出口和排渣口；
所述返料系统包括下降管、返料器和返料斜管；
其中，所述辅气化剂入口为多个，多个辅气化剂入口呈多层布置，分布在炉膛的不同高度处，并且
每层辅气化剂入口包括至少两个辅气化剂入口。
根据本发明的一个优选实施例，所述炉膛呈圆柱形形状，所述辅气化剂入口被构造为圆管，所述圆管切向地布置在炉膛的侧壁面外侧，并与所述炉膛相通，使得圆管的最外侧边与炉膛的横截面圆外切。
根据本发明的一个优选实施例，所述辅气化剂入口位于炉膛的主气化剂入口以上高度h处，并且0.3h<h<0.75h，且在高度h处炉膛的压力梯度
其中，h为炉膛的总有效高度，即从炉膛的主气化剂入口至炉膛出口的水平中心线的距离，p为h高度处的炉膛压力。
根据本发明的一个优选实施例，所述炉膛包括至少三层辅气化剂入口，每层辅气化剂入口包括四个沿圆周等角间距间隔开的辅气化剂入口。
根据本发明的一个优选实施例，所述多个辅气化剂入口在垂直于炉膛的纵向延伸方向的横截面上的投影不重叠。
根据本发明的一个优选实施例，所述多个辅气化剂入口在垂直于炉膛的纵向延伸方向的横截面上的投影以等角间距间隔开。
根据本发明的一个优选实施例，所述辅气化剂入口被配置为使得辅气化剂沿水平方向进入炉膛。
根据本发明的一个优选实施例，所述辅气化剂入口被配置为使得辅气化剂以与炉膛的纵向延伸方向成角度并且向下地进入炉膛，所述角度为0～45°。
根据本发明的一个优选实施例，所述循环流化床气化装置包括给料口，所述给料口设置在返料系统上。
根据本发明的另一个方面，还提供了一种应用上述实施例中任一项所述的切向配风的循环流化床气化装置的切向配风的循环流化床气化方法。
相比于现有气化技术，本发明的切向配风的循环流化床气化装置和气化方法具有如下优点：
(1)在炉膛内形成贴壁旋流，极大地促进了辅气化剂与炉膛内未燃烧的碳的反应，提高该区域温度并促进碳的转化，提高碳转化率；
(2)大幅减小了气化生成的有效气与辅气化剂发生氧化反应的比例，提高有效气的产率；
(3)切向辅气化剂的引入形成的弱旋流不改变主气流的运动方向，但可以起到压料作用，相较于径向给入的辅气化剂，更有利于降低上升气流速度，延长未完全反应的碳的停留时间，以便进一步反应和分离气体中的夹带细灰，降低飞灰含碳量。
附图说明
图1为根据本发明的实施例的分级配风的循环流化床气化装置的示意图；
图2为根据本发明的实施例的切向配风的循环流化床气化装置的示意图；
图3为根据本发明的实施例的变截面循环流化床气化装置的示意图；以及
图4为根据本发明的又一实施例的变截面循环流化床气化装置的示意图。
具体实施方式
下面结合附图详细描述本发明的示例性的实施例，其中相同或相似的标号表示相同或相似的元件。另外，在下面的详细描述中，为便于解释，阐述了许多具体的细节以提供对本披露实施例的全面理解。然而明显地，一个或多个实施例在没有这些具体细节的情况下也可以被实施。在其他情况下，公知的结构和装置以图示的方式体现以简化附图。
图1为根据本发明的实施例的分级配风的循环流化床气化装置的示意图，如图1所示，分级配风的循环流化床气化装置包括依次相连的炉膛1、气固分离装置2和返料系统，所述返料系统包括下降管3、返料器4和返料斜管5。在所述炉膛1上设置有主气化剂入口q、给料口d、返料口f、炉膛出口g和排渣口，进一步地，在所述炉膛1上设置有四个辅气化剂入口m1～m4，四个辅气化剂入口m1～m4呈多层布置，在图1中被分布在两层上，分布在炉膛1的不同高度处，并且每层辅气化剂入口包括两个辅气化剂入口。
下面描述图1所示的循环流化床气化装置的工作过程，煤气化反应在炉膛1中进行，控制炉膛温度为1100℃，煤d从给料口d进入炉膛1，含有大量未完全反应的碳的循环物料从返料口f进入炉膛1，主气化剂q从主气化剂入口q进入炉膛1，上述物料在炉膛下部进行气固混合，并在流化状态下发生以燃烧为主的反应，释放大量热量。
混合气体携带未完全反应的碳及热量在炉膛1内自下而上运动，在此过程中随着氧的消耗，反应逐渐转变为以还原反应为主，并消耗氧化反应生成的热量。然后，辅气化剂从不同辅气化剂入口m1～m4进入炉膛1，与炉膛1内的高浓度碳颗粒发生以氧化为主的反应并释放热量，同时也会消耗部分已生成的co、h2、ch4等可燃气体，燃烧并放热，为辅气化剂入口m1～m4附近区域进行的还原反应提供热量，促进该区域气化反应的进行。辅气化剂与炉内可燃物反应生成的热量被向上运动的气固混合物向上携带，为辅气化剂入口附近区域及辅气化剂入口以上区域发生的气化反应提供热量，促进气化反应的进行，提高气化效率及碳转化率。
反应生成的煤气及未完全反应的碳经由炉膛1上部的炉膛出口g离开炉膛1，进入气固分离装置2，经气固分离装置2分离的固体依次经过下降管3、返料器4和返料斜管5，经由炉膛1上的返料口f返回炉膛1继续循环参与反应；含有少量固体颗粒的煤气e从气固分离装置2的气体出口离开循环流化床气化装置，经过后续的换热、净化装置后被收集，而煤渣l从排渣口排出。
通过在炉膛中上部引入辅气化剂或沿炉膛高度多级配气能够提高气化装置内的反应温度、降低飞灰含碳量，通过多级辅气化剂的引入一方面降低了炉膛下部上升气流速度，因而延长了未完全反应的碳的停留时间，以便进一步反应和分离气体中的夹带物料，另一方面提高了辅气化剂引入区域的温度，使得气体中夹带的物料继续气化反应。
设计人发现辅气化剂的引入高度需要给予特别考虑，经过实验研究表明，辅气化剂的给入高度需要与炉膛内颗粒浓度相匹配，例如，辅气化剂如果给入高度过高，由于在此处炉膛内颗粒浓度较低，气化剂会与大量的已生成的有效气体反应，对气化反应的促进效果差，反而对整体气化效果产生明显负面的影响。为此，设计人对辅气化剂入口的设计高度进行了研究。
如图1所示，辅气化剂入口m1和m2位于炉膛的同一水平面上，辅气化剂入口m3和m4位于炉膛的同一水平面上。优选地，所述辅气化剂入口m1～m4位于炉膛1的主气化剂入口q以上高度h处，并且0.3h<h<0.75h，且在高度h处炉膛的压力梯度
有利地，辅气化剂入口m1和m2位于炉膛布风点s(高度同主气化剂入口q)以上h1高度处，且h1＝0.5h，
优选地，所述多个辅气化剂入口m1～m4在垂直于炉膛1的纵向延伸方向的横截面上的投影不重叠，进一步地，所述多个辅气化剂入口m1～m4在垂直于炉膛1的纵向延伸方向的横截面上的投影以等角间距间隔开。所述辅气化剂入口m1～m4被配置为使得辅气化剂沿水平方向进入炉膛1。如图1所示，四个辅气化剂入口被分为两层，图1的右下角为炉膛1沿t-t截面的截面图，示出了下层的辅气化剂入口m1和m2，可以看出两个辅气化剂入口m1和m2在直径上相对地布置。
替代地，所述辅气化剂入口m1～m4可以被配置为使得辅气化剂以与炉膛1的纵向延伸方向成角度并且向下地进入炉膛1，所述角度为0～45°。在图1中，所述炉膛1的给料口d设置在多层辅气化剂入口m1～m4的两层之间。所述循环流化床气化装置的给料口d也可以设置在返料系统上，后面述及。
应用上述分级配风的循环流化床气化装置可以获得一种分级配风的循环流化床气化方法，所述方法可以包括如下步骤：提供分级配风的循环流化床气化装置；将煤直接或通过返料系统送入循环流化床气化装置的炉膛内，从炉膛底部通入主气化剂，并从炉膛的不同高度处通入辅气化剂，其中辅气化剂入口m1～m4位于炉膛1的主气化剂入口q以上高度h处，并且0.3h<h<0.75h，且在高度h处炉膛的压力梯度
所述主气化剂可以为空气、纯氧、富氧空气或上述三者之一与水蒸汽的混合物；所述辅气化剂可以为空气、纯氧、富氧空气或上述三者之一与水蒸汽的混合物；有利地，在应用前述的分级配风的循环流化床气化装置实施分级配风的循环流化床气化方法时，所述辅气化剂中氧气体积占主气化剂和辅气化剂中总氧气体积的10％～40％，所述主气化剂的温度为500～800℃，所述辅气化剂温度为300～800℃，所述炉膛的反应温度在800～1300℃范围内。
作为一个具体实施例，主气化剂为氧气体积浓度为45％的富氧空气和水蒸气的混合物，主气化剂温度为600℃。各个辅气化剂入口通入的辅气化剂的组分、温度及风量一致，为氧气体积浓度为30％的富氧空气，辅气化剂氧气体积占主气化剂和辅气化剂中总氧气体积的20％，温度为600℃。
相比于现有气化技术，本发明的分级配风的循环流化床气化装置和气化方法具有如下优点：
(1)在炉膛特定区域的不同高度处引入多级辅气化剂，有利于辅气化剂与碳的反应，减少对已生成的有效气的消耗，提高有效气产率；
(2)避开了在炉膛下部的密相区引入辅气化剂，避免了将氧化反应集中在灰浓度高的密相区而使大量放热形成高温区导致结焦，提高装置运行的安全性和稳定性；
(3)辅气化剂与炉内物料反应放出的热量能被携带至主要气化区域，供反应吸热，促进气化反应的进行，提高气化效率。
在上面描述的循环流化床气化装置中，如果引入的辅气化剂被直接射入炉膛中心(径向射入)，会燃烧较多气化生成的煤气，而与未完全燃烧的碳的反应几率减小，这影响了冷煤气效率的提高和对飞灰含碳量改善的效果。
为此，本发明给出了一种切向配风的循环流化床气化装置，图2为根据本发明的实施例的切向配风的循环流化床气化装置的示意图。如图2所示，切向配风的循环流化床气化装置包括依次相连的炉膛1、气固分离装置2和返料系统，所述返料系统包括下降管3、返料器4和返料斜管5，给料口d设置在返料斜管5上；在所述炉膛1上设置有主气化剂入口q、返料口f、炉膛出口g和排渣口，进一步地，在所述炉膛1上设置有十二个辅气化剂入口m1～m12，十二个辅气化剂入口m1～m12呈多层布置，在图2中被分布在三层上，分布在炉膛1的不同高度处，每层辅气化剂入口包括四个辅气化剂入口m1～m12。重要的是，所述辅气化剂入口m1～m12被配置为使得辅气化剂与所述炉膛1的侧壁面相切地进入炉膛1。
在一个具体实施例中，所述炉膛1呈圆柱形形状，所述辅气化剂入口m1～m12被构造为圆管，所述圆管切向地布置在炉膛1的侧壁面外侧，并与所述炉膛1相通，使得圆管的最外侧边与炉膛1的横截面圆外切。
下面描述图2所示的循环流化床气化装置的工作过程，煤气化反应在炉膛1中进行，控制炉膛温度为1200℃。煤d从给料口d进入返料斜管5，与含有大量未完全反应的碳的循环物料混合后经由返料口f进入炉膛1，主气化剂q从主气化剂入口q进入炉膛1，上述物料在炉膛下部气固混合，并在流化状态下发生以氧化为主的反应，释放大量热量。
混合气体携带未完全反应的碳及热量在炉膛1内自下而上运动，在此过程中随着氧的消耗，反应逐渐转变为以还原反应为主，并消耗氧化反应生成的热量。然后，辅气化剂从不同辅气化剂入口m1～m12斜向下(例如30°)切向进入炉膛1，与近壁面区域的碳发生以氧化为主的反应并释放热量，同时也会消耗部分已生成的co、h2、ch4等可燃气体，燃烧并放热，为辅气化剂入口附近区域进行的气化反应提供热量，促进该区域气化反应的进行。辅气化剂与炉内可燃物反应生成的热量被向上运动的气固混合物向上携带，为辅气化剂入口附近区域及辅气化剂入口以上区域发生的还原反应提供热量，促进气化反应的进行，提高气化效率及碳转化率。
反应生成的煤气及未完全反应的碳经由炉膛1上部的炉膛出口g离开炉膛1，进入气固分离装置2，经气固分离装置2分离的固体依次经过下降管3、返料器4和返料斜管5，经由炉膛1上的返料口f返回炉膛1继续循环参与反应；含有少量固体颗粒的煤气e从气固分离装置2的气体出口离开循环流化床气化装置，经过后续的换热、净化装置后被收集，而煤渣l从排渣口排出。
采用切向给入辅气化剂的方式考虑了循环流化床径向“环核”气固流动特性。将配风切向给入气化炉炉膛，在气化炉内形成贴壁旋流。一方面，配风贴壁旋转流动，加强扰动的同时，与壁面附近区域的含碳固体颗粒充分接触，促进了配风与炉膛内未燃烧的碳的反应，提高该区域温度并促进碳的转化；另一方面，配风贴壁旋转流动，穿透力弱，相比径向配风，对煤气集中的炉膛中心区域的影响较小，减小了气化生成的煤气与配风发生氧化反应的比例，减小了由于配风引入对系统冷煤气效率的影响。
如图2所示，辅气化剂入口m1～m4位于炉膛的同一水平面上，辅气化剂入口m5～m8位于炉膛的同一水平面上，辅气化剂入口m9～m12位于炉膛的同一水平面上。优选地，所述辅气化剂入口m1～m12位于炉膛1的主气化剂入口q以上高度h处，并且0.3h<h<0.75h，且在高度h处炉膛的压力梯度
有利地，辅气化剂入口m1～m4位于炉膛布风点s(高度同主气化剂入口q)以上h1高度处，且h1＝0.4h，
优选地，所述多个辅气化剂入口m1～m12在垂直于炉膛1的纵向延伸方向的横截面上的投影不重叠，进一步地，所述多个辅气化剂入口m1～m12在垂直于炉膛1的纵向延伸方向的横截面上的投影以等角间距间隔开。所述辅气化剂入口m1～m12被配置为使得辅气化剂以与炉膛1的纵向延伸方向成角度并且向下地进入炉膛1，所述角度β为0～45°，优选地为30°。如图2所示，十二个辅气化剂入口被分为三层，图2的下面的三个视图分别为炉膛1沿t1-t1、t2-t2、t3-t3截面的截面图，可以看出四个辅气化剂入口沿圆周等角间距间隔开。
替代地，所述辅气化剂入口m1～m12可以被配置为使得辅气化剂沿水平方向进入炉膛1。替代地，所述炉膛1的给料口d也可以设置在多层辅气化剂入口m1～m12的至少两层之间。
应用上述切向配风的循环流化床气化装置可以获得一种切向配风的循环流化床气化方法，所述方法可以包括如下步骤：提供切向配风的循环流化床气化装置；将煤直接或通过返料系统送入循环流化床气化装置的炉膛；从炉膛底部通入主气化剂，并从炉膛侧壁沿切向通入辅气化剂；反应生成的煤气经气固分离装置分离出固体颗粒后引出，分离出的固体颗粒经返料系统送回炉膛。
所述主气化剂可以为空气、纯氧、富氧空气或上述三者之一与水蒸汽的混合物；所述辅气化剂可以为空气、纯氧、富氧空气或上述三者之一与水蒸汽的混合物；有利地，在应用前述的切向配风的循环流化床气化装置实施切向配风的循环流化床气化方法时，所述辅气化剂中氧气体积占主气化剂和辅气化剂中总氧气体积的10％～40％，所述主气化剂的温度为500～800℃，所述辅气化剂温度为300～800℃，所述炉膛的反应温度在800～1300℃范围内。
作为一个具体实施例，主气化剂为氧气体积浓度为70％的富氧空气和水蒸气的混合物，主气化剂温度为600℃。各个辅气化剂入口通入的辅气化剂的组分、温度及风量一致，为氧气体积浓度为70％的富氧空气，辅气化剂氧气体积占主气化剂和辅气化剂中总氧气体积的30％，温度为300℃。
相比于现有气化技术，本发明的切向配风的循环流化床气化装置和气化方法具有如下优点：
(1)在炉膛内形成贴壁旋流，极大地促进了辅气化剂与炉膛内未燃烧的碳的反应，提高该区域温度并促进碳的转化，提高碳转化率；
(2)大幅减小了气化生成的有效气与辅气化剂发生氧化反应的比例，提高有效气的产率；
(3)切向辅气化剂的引入形成的弱旋流不改变主气流的运动方向，但可以起到压料作用，相较于径向给入的辅气化剂，更有利于降低上升气流速度，延长未完全反应的碳的停留时间，以便进一步反应和分离气体中的夹带细灰，降低飞灰含碳量。
综上，本发明的切向配风的循环流化床气化装置和气化方法解决了辅气化剂给入方式存在的问题，强化了辅气化剂与炉膛内未完全反应的碳的反应，大幅减小了气化生成的有效气体与辅气化剂发生氧化反应的比例，有效降低飞灰含碳量，提高了系统冷煤气效率。
图3为根据本发明的实施例的变截面循环流化床气化装置的示意图，如图3所示，变截面循环流化床气化装置包括依次相连的炉膛1、气固分离装置2和返料系统，所述返料系统包括下降管3、返料器4和返料斜管5。在所述炉膛1上设置有主气化剂入口q、多个辅气化剂入口m1～m6、给料口d、返料口f、炉膛出口g和排渣口。所述主气化剂入口位于炉膛底部，所述炉膛出口位于炉膛上部。所述炉膛1的垂直于纵向延伸方向的横截面的面积沿纵向延伸方向变化，其中，所述炉膛1沿纵向延伸方向被分为多段，相邻的段的垂直于纵向延伸方向的横截面的面积自下而上增大，并且相邻的段之间设有连接过渡区。
在该实施例中，所述炉膛1自下而上包括密相区段1-a、发展区段及稀相区段，所述稀相区段自下而上包括稀相区一段1-c-1和稀相区二段1-c-2，在稀相区二段1-c-2上设置有所述炉膛出口g；其中，密相区段1-a、发展区段、稀相区一段1-c-1和稀相区二段1-c-2的垂直于纵向延伸方向的横截面的面积依次增大。
密相区段1-a、发展区段1-b、稀相区一段1-c-1和稀相区二段1-c-2均呈圆柱形形状，所述密相区段1-a的直径为d1，所述发展区段1-b直径为d2-1，所述稀相区一段1-c-1和稀相区二段1-c-2直径分别为d3-1和d3-2，并且，
1.1d1≤d2-1≤1.3d1；并且1.3d1<d3-1<d3-2≤2d1，或者
1.2d1≤d2-1<d2-2≤1.5d1；并且1.5d1<d3-1<d3-2≤2.5d1。
在一个具体实施例中，d2-1＝1.1d1，d3-1＝1.5d1，d3-2＝1.8d1。
优选地，所述辅气化剂入口m1～m6设置在炉膛1的连接过渡区处，所述多个辅气化剂入口m1～m6呈多层布置，分布在炉膛1的不同高度处，而每层辅气化剂入口包括至少两个辅气化剂入口。如图3所示，辅气化剂入口按不同高度分为三层，每层2个辅气化剂入口(也可以为更多个)，辅气化剂入口m1和m2位于炉膛的同一横截面上，辅气化剂入口m3和m4位于炉膛的同一横截面上，辅气化剂入口m5和m6位于炉膛的同一横截面上，并且辅气化剂入口m1和m2位于密相区段1-a和发展区段1-b的连接过渡区处；辅气化剂入口m3和m4位于发展区段1-b和稀相区一段1-c-1的连接过渡区处；辅气化剂入口m5和m6位于稀相区一段1-c-1和稀相区二段1-c-2的连接过渡区处。
所述辅气化剂入口m1～m6被配置为使得辅气化剂沿竖直方向进入炉膛1，即全部辅气化剂入口均沿竖直方向设置，适于使辅气化剂竖直向上通入炉膛1，并且辅气化剂入口m1～m6到横截面较大的炉膛段的壁面的距离小于辅气化剂入口m1～m6到横截面较小的炉膛段的壁面的距离，在炉膛段为圆柱形形状的情况下，辅气化剂入口到直径较大的炉膛段的壁面的距离小于辅气化剂入口到直径较小的炉膛段的壁面的距离，即适于使辅气化剂竖直向上通入后更贴近炉膛内壁面。
有利地，辅气化剂入口m1和m2位于炉膛布风点s(高度同主气化剂入口q)以上h1高度处，且h1＝0.08h，
需要说明的是，在炉膛的设计上，可以根据炉膛内的颗粒浓度确定炉膛上发生截面变化的位置(即连接过渡区的位置)，而颗粒浓度在测量上通过压力梯度反映，因此上面辅气化剂入口的位置是基于压力梯度确定的。此外，主气化剂和辅气化剂的不同组分也会影响炉膛段的直径大小关系设计，设计人基于不同的成分给出优选的方案：当主气化剂和辅气化剂均为空气，或均为空气+水蒸气，或主气化剂和辅气化剂的平均氧气体积浓度≤30％时，1.1d1≤d2-1≤1.3d1，1.3d1<d3-1<d3-2≤2d1；当主气化剂和辅气化剂的平均氧气体积浓度＞30％时，1.2d1≤d2-1≤1.5d1，1.5d1<d3-1<d3-2≤2.5d1。其中平均氧气体积浓度＝(主气化剂的体积流量×主气化剂的氧气体积浓度+辅气化剂的体积流量×辅气化剂的氧气体积浓度)/(主气化剂的体积流量+辅气化剂的体积流量)。
下面描述图3所示的循环流化床气化装置的工作过程，煤气化反应在炉膛1中进行，控制炉膛温度为1100℃。煤d从给料口d进入炉膛1；含有大量未完全反应的碳的循环物料从返料口f进入炉膛1，主气化剂q从主气化剂入口q进入炉膛1，上述物料在炉膛下部密相区段1-a气固混合，并在流化状态下发生以燃烧为主的反应，释放大量热量。
混合气体携带未完全反应的碳及热量在炉膛1内自下而上运动，在此过程中随着氧的消耗，反应逐渐转变为以还原反应为主，并消耗氧化反应生成的热量。随着气化反应的进行，炉内气体体积增大，炉膛1的横截面积也逐级增大，使炉膛1内保持合理且较低的流化速度，提高燃料在炉内的停留时间。同时，辅气化剂从不同辅气化剂入口m1～m6竖直向上进入炉膛1，与近壁面区域的高浓度碳颗粒发生以氧化为主的反应并释放热量，同时也会消耗部分已生成的co、h2、ch4等可燃气体，燃烧并放热，为辅气化剂入口m1～m6附近区域进行的还原反应提供热量，促进该区域气化反应的进行。辅气化剂与炉内可燃物反应生成的热量被向上运动的气固混合物向上携带，为辅气化剂入口附近区域及辅气化剂入口以上区域发生的气化反应提供热量，促进气化反应的进行，提高气化效率及碳转化率。
反应生成的煤气及未完全反应的碳经由炉膛1上部的炉膛出口g离开炉膛1，进入气固分离装置2，经气固分离装置2分离的固体依次经过下降管3、返料器4和返料斜管5，经由炉膛1上的返料口f返回炉膛1继续循环参与反应；含有少量固体颗粒的煤气e从气固分离装置2的气体出口离开循环流化床气化装置，经过后续的换热、净化装置后被收集，而煤渣l从排渣口排出。
应用上述变截面循环流化床气化装置可以获得一种变截面循环流化床气化方法，所述方法可以包括如下步骤：提供变截面循环流化床气化装置；将煤直接或通过返料系统送入循环流化床气化装置的炉膛，并从炉膛底部通入主气化剂，并从炉膛连接过渡区沿竖直方向通入辅气化剂；反应生成的煤气经气固分离装置分离出固体颗粒后引出，分离出的固体颗粒经返料系统送回炉膛。
所述主气化剂可以为空气、纯氧、富氧空气或上述三者之一与水蒸汽的混合物；所述辅气化剂可以为空气、纯氧、富氧空气或上述三者之一与水蒸汽的混合物；有利地，在应用前述的变截面循环流化床气化装置实施变截面循环流化床气化方法时，所述辅气化剂中氧气体积占主气化剂和辅气化剂中总氧气体积的10％～40％，所述主气化剂的温度为500～800℃，所述辅气化剂温度为300～800℃，所述炉膛的反应温度在800～1300℃范围内。
作为一个具体实施例，主气化剂为空气，主气化剂温度为600℃；各个辅气化剂入口通入的辅气化剂均为空气，且温度及风量一致，辅气化剂氧气体积占主气化剂和辅气化剂中总氧气体积的20％，温度为600℃。
图4为根据本发明的又一实施例的变截面循环流化床气化装置的示意图，图4所示的实施例与图3所示的实施例的不同在于：
发展区段自下而上包括发展区一段1-b-1和发展区二段1-b-2，并且发展区一段1-b-1的垂直于纵向延伸方向的横截面的面积小于发展区二段1-b-2的垂直于纵向延伸方向的横截面的面积。
发展区一段1-b-1、发展区二段1-b-2也呈圆柱形形状，所述密相区段1-a的直径为d1，所述发展区一段1-b-1和发展区二段1-b-2的直径分别为d2-1和d2-2，所述稀相区一段1-c-1和稀相区二段1-c-2直径分别为d3-1和d3-2，并且，
1.1d1≤d2-1＝d2-2≤1.3d1；并且1.3d1<d3-1<d3-2≤2d1，或者
1.2d1≤d2-1<d2-2≤1.5d1；并且1.5d1<d3-1<d3-2≤2.5d1。
在一个具体实施例中，d2-1＝1.3d1，d2-2＝1.5d1，d3-1＝2d1，d3-2＝2.5d1。
所述气固分离装置2包括一级气固分离装置2-1和二级气固分离装置2-2，并且所述返料系统包括一级返料系统和二级返料系统。炉膛1和一级气固分离装置2-1、一级返料系统、二级气固分离装置2-2、二级返料系统连接，其中，一级返料系统由一级下降管3-1、一级返料器4-1及一级返料斜管5-1依次连接而成，二级返料系统由二级下降管3-2、二级返料器4-2及二级返料斜管5-2依次连接而成。
除主气化剂入口q、多个辅气化剂入口m1～m6、炉膛出口g和排渣口外，在炉膛1上设置有一级返料口f-1和二级返料口f-2，分别与一级返料斜管5-1和二级返料斜管5-2连接，在一级返料斜管5-1上设置有给料口d。
与图3所示实施例不同，辅气化剂入口m1和m2位于炉膛布风点s(高度同主气化剂入口q)以上h1高度处，且h1＝0.08h，
下面描述图4所示的循环流化床气化装置的工作过程，煤气化反应在炉膛1中进行，控制炉膛温度为1200℃。煤d从给料口d进入循环流化床气化装置的一级返料斜管5-1，与含有大量未完全反应的碳的循环物料混合后经由一级返料口f-1进入炉膛1，主气化剂q从主气化剂入口q进入炉膛1，上述物料在炉膛下部密相区段1-a气固混合，并在流化状态下发生以燃烧为主反应，释放大量热量。
混合气体携带未完全反应的碳及热量在炉膛1内自下而上运动，在此过程中随着氧的消耗，反应逐渐转变为以还原反应为主，并消耗氧化反应生成的热量。随着气化反应的进行，炉内气体体积增大，炉膛1横截面积也逐级增大，使炉膛1内保持合理且较低的流化速度，提高燃料在炉内的停留时间。同时，辅气化剂从不同辅气化剂入口m1～m6竖直向上进入炉膛1，与近壁面区域的高浓度碳颗粒发生以氧化为主的反应并释放热量，同时也会消耗部分已生成的co、h2、ch4等可燃气体，燃烧并放热，为辅气化剂入口m1～m6附近区域进行的还原反应提供热量，促进该区域气化反应的进行。辅气化剂与炉内可燃物反应生成的热量被向上运动的气固混合物向上携带，为辅气化剂入口附近区域及辅气化剂入口以上区域发生的气化反应提供热量，促进气化反应的进行，提高气化效率及碳转化率。
反应生成的煤气及未完全反应的碳经由炉膛1上部的炉膛出口g离开炉膛1，进入一级气固分离装置2-1，经一级气固分离装置2-1分离的固体依次经过一级下降管3-1、一级返料器4-1和一级返料斜管5-1，经由发展区一段1-b-1上的一级返料口f-1返回炉膛1继续循环参与反应；经一级气固分离装置2-1分离后的气固混合物进入二级气固分离装置2-2进行再次分离，经二级气固分离装置2-2分离的固体依次经过二级下降管3-2、二级返料器4-2和二级返料斜管5-2，经由稀相区一段1-c-1上的二级返料口f-2返回炉膛1继续循环参与反应；含有少量固体颗粒的煤气e从气固分离装置2-2的气体出口离开循环流化床气化装置，经过后续的换热、净化装置后被收集，而煤渣l从排渣口排出。
应用上述变截面循环流化床气化装置可以获得一种变截面循环流化床气化方法，其具体步骤如前所述。
作为一个具体实施例，主气化剂为纯氧和水蒸气的混合物，主气化剂温度为600℃。各个辅气化剂入口通入的辅气化剂的组分、温度及风量一致，为纯氧和水蒸汽的混合物，辅气化剂氧气体积占主气化剂和辅气化剂中总氧气体积的30％，温度为300℃。
相比于现有气化技术，本发明的变截面循环流化床气化装置和气化方法具有如下优点：
1、炉膛的横截面自下而上逐渐变化，自密相区段向稀相区段面积逐渐增大。随着气化反应的进行，虽然在炉膛中上部气体体积增大，但是炉膛的横截面积也逐级增大，因此，使炉膛保持合理且较低的流化速度，提高了燃料在炉内的停留时间。这样，在保证正常循环的条件下，促进气固反应，有效提高气化效率。
2、通过在循环流化床气化装置的炉膛上引入辅气化剂或沿炉膛高度多级配气，提高了气化炉内反应温度，由此降低了飞灰含碳量，进一步地，强化了辅气化剂与炉膛内未完全反应的碳的反应，增强了壁面附近区域的气固扰动，有效降低飞灰含碳量，提高了系统冷煤气效率。
3、大幅减小了气化生成的煤气与辅气化剂发生氧化反应的比例，减小了由于辅气化剂的引入对系统冷煤气效率的影响。
4、优化了炉膛内反应与流动的耦合，有利于气化反应的进行，提高了整体碳转化率。
5、本发明的循环流化床气化装置二级返料点以上的流化速度低，可以为返回炉膛的未完全反应的碳提供一定的停留时间，提高了整体碳转化率。
综上，本发明的变截面循环流化床气化装置和气化方法缓解了循环流化床气化装置内温度分布与反应分布不匹配的问题、气化反应和气固流动的不匹配的问题以及辅气化剂消耗大量有效气的问题，增加了颗粒在炉内的停留时间，强化了辅气化剂与炉膛内未完全反应的碳的反应，大幅度减小了气化生成的有效气体与辅气化剂发生氧化反应的比例，有效降低了飞灰含碳量，提高了系统冷煤气效率。
尽管已经示出和描述了本发明的实施例，对于本领域的普通技术人员而言，可以理解在不脱离本发明的原理和精神的情况下可以对这些实施例进行变化。本发明的适用范围由所附权利要求及其等同物限定。
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