旋風熱解爐及基于其的熱解氣化系統及工藝的制作方法
1.本技術涉及煤炭熱解氣化利用技術領域，具體涉及一種旋風熱解爐及基于所述旋風熱解爐的熱解氣化系統和工藝。
背景技術：
2.推動煤炭能源清潔高效利用是煤炭利用的主要方向，在眾多炭清潔高效利用技術中，煤炭分級轉化多聯產技術把煤炭看作能源與資源的共同體，通過將多種技術工藝（熱解、氣化、燃燒和合成等）有機結合，分級轉化煤炭中反應活性差異大的部分，在一個系統中實現氣體燃料、液體燃料、化學品、熱量、電力等的聯產。
3.煤的分級利用聯產技術可分為：以煤部分氣化為基礎的分級聯產技術、以煤完全氣化為基礎的分級聯產技術以及以煤熱解為基礎的分級聯產技術。以煤部分氣化和完全氣化為基礎的煤炭分級多聯產技術，其核心目標產物為合成氣，從氣化爐出來的氣體中含有的焦油量少；而以煤熱解為基礎的多聯產技術則能夠實現煤中焦油的最大化產出。
4.例如中國專利授權公告號：cn103992824b，名稱：雙旋風煤熱解氣化分級轉化裝置及方法，其裝置為旋風熱解爐通過返料裝置、熱解半焦通道與旋風氣化爐連通，旋風氣化爐通過高溫粗煤氣通道與冷卻裝置連通，旋風氣化爐外壁安裝有氣化劑噴嘴和水蒸氣噴嘴。其方法包括：一、煤粉在高溫粗煤氣的吹送下進入旋風熱解爐；二、煤粉在旋風熱解爐內發生熱解，熱解出的混合氣排至冷卻裝置中冷卻，熱解出的半焦被輸送回旋風氣化爐；三、氧化劑噴嘴和水蒸氣噴嘴同時向旋風氣化爐內噴射氧化劑和水蒸氣，產生的高溫粗煤氣作為熱解的氣體熱載體再次送入旋風熱解爐中，旋風氣化爐的煤渣以固態或液體形式經灰渣排出口排出。該專利采用旋風爐作為煤的熱解裝置，但旋風熱解爐的熱源來自旋風氣化爐的氣化氣，從而使從旋風熱解爐端離開系統的煤氣量極大，熱解工藝的氣態產品是含有氣態焦油的熱解氣，其尾端煤氣凈化工藝需配置焦油回收工段，該專利采用的熱解爐焦油回收工段裝置規模極大。另外，當氣化爐是液態排渣時，氣化爐出口氣化氣會攜帶大量液渣，攜帶液渣的氣化氣與煤混合時會凝固，容易造成管道堵塞，不利于系統長期穩定運行。
技術實現要素：
5.針對現有技術存在的技術問題，為此，本技術提出的旋風熱解爐及基于其的熱解氣化系統及工藝，提高了熱解和氣化的效率；采用模塊化設置，可靈活調節系統的布設方式。
6.一方面，本技術公開了一種旋風熱解爐，圓柱形的旋風熱解爐1立于基礎之上，其兩端直徑漸縮且其兩端部分別開口為上端的熱解爐頂部縮口101和下端的半焦出口103，熱解爐頂部縮口101設煤粉燃燒器102，煤粉燃燒器102包括依次連通的煤粉燃燒器上部直筒1022、煤粉燃燒器中部變徑段1023和煤粉燃燒器下部直筒1024，三者連通形成的中空管道由軸心向外依次布置有燃氣進管1026、第一冷卻層1027、氧氣層1028，煤粉燃燒器102還包括至少兩個均布于煤粉燃燒器上部直筒1022周圍的煤粉燃燒器進煤管1021，煤粉燃燒器進
煤管1021斜向下與煤粉燃燒器上部直筒1022連通；旋風熱解爐1爐壁的中上部近煤粉燃燒器102設煤粉進管104，旋風熱解爐1爐壁的中下部開設粗熱解氣出口105，所述煤粉進管104與旋風熱解爐1爐壁切向連通，煤粉進管104和粗熱解氣出口105之間的爐壁內接有漏斗形的熱解爐縮口件107，所述煤粉燃燒器102與煤粉進管104之間的爐內空間為燃燒反應室106，爐內的余下空間由熱解爐縮口件107分隔為上下連通的處于旋風熱解爐1中下部的熱解反應區域108和下部的熱解爐氣焦分離室109。
7.特別的，所述第一冷卻層1027處于爐內的端部設水冷盤管10273，煤粉燃燒器下部直筒1024處于爐內的端部布設有第一旋流葉片10241，氧氣層1028端部布設有第二旋流葉片10281，第一旋流葉片10241、第二旋流葉片10281和水冷盤管10273底端高度相當，且低于燃氣進管1026底端的高度。
8.特別的，所述煤粉燃燒器中部變徑段1023為上小下大的方圓節，其外壁與支座1025連接，支座1025與旋風熱解爐1頂部縮口抵接并靠近熱解爐水冷壁52；氧氣層1028為環形管道并緊靠煤粉燃燒器上部直筒1022、煤粉燃燒器中部變徑段1023和煤粉燃燒器下部直筒1024的內壁。
9.特別的，所述煤粉進管104橫截面為長方形；燃燒反應室106包括上部的燃燒室擴徑段1061和下部的燃燒室直段1062，燃燒反應室106的爐壁結構由內向外依次為熱解爐內襯51、熱解爐水冷壁52、熱解爐壁板53及熱解爐外保溫層54；熱解反應區域108的爐壁結構由內向外依次為熱解爐內襯51、熱解爐壁板53及熱解爐外保溫層54；漏斗形的熱解爐縮口件107包括上部的上大下小的大小頭和下部的直通段，熱解爐縮口件107的結構為熱解爐壁板53內外兩側被熱解爐內襯51所包圍。
10.特別的，所述旋風熱解爐1爐體直徑為d0，煤粉燃燒器102外徑為d1，粗熱解氣出口直徑為d2，熱解爐縮口件107直通段的直徑為d3，半焦出口直徑為d4，熱解反應區域108高度為h，燃燒室擴徑段1061高度為h1，燃燒室直段1062高度為h2，煤粉進管104高度為h3，煤粉進管104寬度為l，d1=（0.45-0.55）d0，d2=（1/5-1/3）d0，d3=500mm-800mm，d4=400mm-l000mm，h=(3-5)d0，h1=(0.1-0.2)d0，h2=(0.8-2)d0，h3=(0.1-0.6)d0，l=(0.15-0.25)h3。
11.第二方面，本技術公開了基于旋風熱解爐的熱解氣化系統，旋風熱解爐1、返料器2、半焦輸送室3及旋風氣化爐4依次連接，其中旋風熱解爐1如前所述，旋風熱解爐1和旋風氣化爐4至少為兩個，半焦輸送室3為一個，進而組成陣列式熱解爐和氣化爐系統。
12.特別的，所述返料器2包括立管21和返料管22，旋風熱解爐1的半焦出口103與返料器2的立管21相連通，返料管22與半焦輸送室3的下部連通，半焦輸送室3的底部設有布風板31，半焦輸送室3的上部通過半焦進管32與旋風氣化爐4頂端連通，半焦進管32與旋風氣化爐4爐壁切向相接。
13.特別的，所述旋風熱解爐1依次連接熱解側余熱回收裝置11、熱解側高溫除塵器12、熱解側噴淋塔13、電捕焦油器15、熱解側煤氣風機16和熱解側煤氣柜17，旋風熱解爐1所需的煤由制粉器18提供，熱解側煤氣風機16為煤的輸送提供動力；旋風氣化爐4依次連接氣化側余熱回收裝置41、氣化側粉塵處理裝置42、氣化側噴淋塔43、氣化側煤氣風機44及氣化側煤氣柜45，所述氣化側余熱回收裝置41包括氣化側高溫段余熱回收裝置411和氣化側低溫段余熱回收裝置412。
14.第三方面，本技術還公開了所述熱解氣化系統如前所述，部分原料煤在凈化熱解
氣的輸送下進入煤粉燃燒器進煤管1021，后在旋流葉片的作用下以螺旋氣流形式進入燃燒反應室106，氧氣從氧氣層1028通入煤粉燃燒器102并在旋流葉片的作用下同樣以螺旋氣流形式進入燃燒反應室106，經過旋流葉片的氣流速度為20m/s-30m/s；余下部分的原料煤在輸送氣以流速為40m/s-60m/s的速度下通過煤粉進管104以切向方式送入熱解反應區域108，其與燃燒反應室106產生的高溫煙氣混合，高溫煙氣作為熱解熱源，旋風熱解爐1運行溫度550℃-650℃，壓力1bar-30bar。
15.特別的，所述旋風熱解爐1產生的高溫半焦由返料器2進入半焦輸送室3，后以40m/s-60m/s的速度切向進入旋風氣化爐4，高溫半焦依次與水蒸氣、氧氣混合，發生氣化反應生成粗氣化氣及液態渣，粗氣化氣及液態渣通過氣化爐縮口件401進入熔渣急冷室403降溫，液態渣變為固態渣；所述水蒸氣和氧氣的氣體流速為70m/s-100m/s，旋風氣化爐4運行溫度1200℃-1700℃，壓力1bar-30bar，旋風熱解爐1壓力略高于旋風氣化爐4；粗氣化氣經后續流程處理變為凈氣化氣，部分凈氣化氣回送于氣化側高溫段余熱回收裝置411換熱升溫，升溫后的凈氣化氣再通至半焦輸送室3的布風板31作為高溫半焦的輸送動力。
16.在符合本領域常識的基礎上，上述各優選條件可任意組合，即得本技術各優選實例。
17.上述技術方案具有如下優點或有益效果：本技術的旋風熱解爐通過燃燒和熱解區域的合理設置，能實現高溫加熱煙氣和煤的均勻混合，保證煤充分熱解；氣化爐通過半焦輸送室，保證高溫半焦以高速切向方式進入氣化爐，維持氣化爐內合理的動力場結構，保證氣化效率；旋風熱解爐及旋風氣化爐采用陣列式結構，有利于裝置的模塊化及大型化；熱解氣凈化流程和氣化氣凈化流程分開設置，并充分考慮了能量回收及物質綜合利用。
附圖說明
18.為了更清楚地說明本技術實施例或現有技術中的技術方案，下面將對實施例或現有技術描述中所需要使用的附圖作簡單地介紹。顯而易見地，對于本領域技術人員來講，在不付出創造性勞動的前提下，還可以根據提供的附圖獲得其他的附圖。
19.圖1是根據本技術一個實施例的旋風熱解爐的結構示意圖。
20.圖2是根據本技術一個實施例的旋風熱解爐的煤粉燃燒器的結構示意圖。
21.圖3是根據圖2的煤粉燃燒器的俯視示意圖。
22.圖4是根據圖2的煤粉燃燒器的仰視示意圖。
23.圖5是根據本技術一個實施例的煤粉進管的俯視結構示意圖。
24.圖6是根據圖5中箭頭方向的煤粉進管的橫截面示意圖。
25.圖7是根據本技術一個實施例的燃燒反應室段的爐壁的結構示意圖。
26.圖8是根據本技術一個實施例的熱解反應區域段的爐壁的結構示意圖。
27.圖9是根據本技術一個實施例的熱解爐縮口件的結構示意圖。
28.圖10是本技術一個實施例的旋風熱解爐的尺寸示意圖。
29.圖11是本技術一個實施例的基于旋風熱解爐的煤熱解氣化系統的示意圖。
30.圖12是本技術一個實施例的陣列式熱解爐和氣化爐的結構示意圖。
31.圖13是本技術一個實施例的旋風熱解爐和旋風氣化爐的連接關系示意圖。
32.圖14是本技術一個實施例的半焦輸送室和旋風氣化爐的連接關系示意圖。
33.圖15是本技術一個實施例的氧氣噴嘴的結構示意圖。
34.圖16是本技術一個實施例的水蒸氣噴嘴的結構和尺寸示意圖。
35.圖17是本技術一個實施例的氣化反應室段的爐壁的結構示意圖。
36.圖18是本技術一個實施例的熔渣急冷室段的爐壁的結構示意圖。
37.圖19是本技術一個實施例的水蒸氣噴嘴和氧氣噴嘴的結構示意圖。
38.圖20是本技術一個實施例的水蒸氣噴嘴和氧氣噴嘴橫截面的結構示意圖。
39.圖21是本技術一個實施例的氣化爐縮口件的結構示意圖。
40.圖22是本技術一個實施例的旋風氣化爐的結構和尺寸示意圖。
41.圖23是本技術一個實施例的旋風熱解爐內螺旋氣流的示意圖。
42.圖24是本技術一個實施例的旋風氣化爐內螺旋氣流的示意圖。
43.其中，旋風熱解爐1；熱解爐頂部縮口101；煤粉燃燒器102；煤粉燃燒器進煤管1021；煤粉燃燒器上部直筒1022；煤粉燃燒器中部變徑段1023；煤粉燃燒器下部直筒1024；第一旋流葉片10241；支座1025；燃氣進管1026；第一冷卻層1027；冷卻水進口10271；冷卻水出口10272；水冷盤管10273；氧氣層1028；第二旋流葉片10281；半焦出口103；煤粉進管104；粗熱解氣出口105；燃燒反應室106；燃燒室擴徑段1061；燃燒室直段1062；熱解爐縮口件107；熱解反應區域108；熱解爐氣焦分離室109；熱解側余熱回收裝置11；熱解側高溫除塵器12；熱解側噴淋塔13；焦油池14；電捕焦油器15；熱解側煤氣風機16；熱解側煤氣柜17；制粉器18；返料器2；立管21；返料管22；半焦輸送室3；布風板31；半焦進管32；旋風氣化爐4；氣化爐縮口件401；氣化反應室402；水蒸氣噴嘴4021；第一水蒸氣噴嘴40211；第二水蒸氣噴嘴40212；氧氣噴嘴4022；第一氧氣噴嘴40221；第二氧氣噴嘴40222；熔渣急冷室403；粗氣化氣出口4031；汽化爐冷卻件4032；氣化側余熱回收裝置41；氣化側高溫段余熱回收裝置411；氣化側低溫段余熱回收裝置412；氣化側粉塵處理裝置42；氣化側噴淋塔43；氣化側煤氣風機44；氣化側煤氣柜45；循環水池46；熱解爐內襯51；熱解爐水冷壁52；熱解爐壁板53；熱解爐外保溫層54；氣化爐內襯55；氣化爐水冷壁56；氣化爐壁板57；氣化爐外保溫層58；a-粉煤；b-氧氣；c-水蒸氣；d-高溫半焦；e-粗熱解氣；f-粗氣化氣；g-除氧水；m-粉塵；k-凈氣化氣；n-含水焦油；p-液態水；q-凈熱解氣；r-天然氣。
具體實施方式
44.下面結合本技術的附圖，對本技術實施例中的技術方案進行清楚、完整地描述。顯然，所描述的實施例僅僅是本技術的一部分實施例，旨在用于解釋發明構思。基于本技術的實施例，本領域技術人員在沒有做出創造性勞動前提下所獲得的所有其他實施例，都屬于本技術保護的范圍。
45.描述所用術語“中心”、“縱向”、“橫向”、“長度”、“寬度”、“厚度”、“上”、“下”、“前”、“后”、“左”、“右”、“豎直”、“水平”、“頂”、“底”、“內”、“外”、“軸向”等指示的方位或位置關系為基于附圖所示的方位或位置關系，僅是為了簡化描述，而不是指示或暗示所指的裝置或元件必須具有特定的方位、以特定的方位構造和操作。
46.描述所用術語“第一”、“第二”等僅用于描述目的，而不能理解為指示或暗示相對重要性或者隱含指明所指示的技術特征的數量。由此，限定有“第一”、“第二”的特征可以明示或者隱含地包括一個或者更多個該特征。
47.除非另有明確的規定和限定，描述所用術語“相連”、“連通”等應做廣義理解，例如，可以是固定連接、可拆卸連接，或成一體；可以是機械連接、電連接；可以是直接相連、通過中間媒介間接相連；可以是兩個元件內部的連通或兩個元件的相互作用關系。對于本領域的普通技術人員而言，可以根據具體情況理解上述術語在實施例中的具體含義。
48.除非另有明確的規定和限定，第一特征在第二特征“之上”、“之下”或“上面”，可以是第一和第二特征直接接觸，或第一和第二特征通過中間媒介間接接觸。而且，第一特征在第二特征“之上”、“上方”或“上面”可是第一特征在第二特征正上方或斜上方，或僅僅表示第一特征水平高度高于第二特征。第一特征在第二特征“之下”、“下方”或“下面”，可以是第一和第二特征直接接觸，或第一和第二特征通過中間媒介間接接觸。而且，第一特征在第二特征“之下”、“下方”或“下面”可是第一特征在第二特征正下方或斜下方，或僅僅表示第一特征水平高度小于第二特征。
49.描述所用術語“一個具體實施例”意指結合該實施例或示例描述的具體特征、結構、材料或者特點包含于本技術的至少一個實施例或示例中。在本說明書中，對上述術語的示意性表述不必須針對的是相同的實施例或示例。而且，描述的具體特征、結構、材料或者特點可以在任一個或多個實施例或示例中以合適的方式結合。此外，在不相互矛盾的情況下，本領域的技術人員可以將本說明書中描述的不同實施例或示例以及不同實施例或示例的特征進行結合和組合。
50.參考圖1，本技術的一個具體實施例提出了一種旋風熱解爐，所述旋風熱解爐1立于基礎之上，其呈圓柱形且兩端直徑漸縮并分別開口，上部開口為熱解爐頂部縮口101，下部開口為半焦出口103。熱解爐頂部縮口101設煤粉燃燒器102，旋風熱解爐1爐壁中上部且近煤粉燃燒器102的位置設煤粉進管104。旋風熱解爐1爐腔的上部空間為燃燒反應室106，所述上部空間具體為煤粉燃燒器102和煤粉進管104之間的區域空間，燃燒反應室106包括上部的燃燒室擴徑段1061和下部的燃燒室直段1062。
51.旋風熱解爐1爐壁中下部開設粗熱解氣出口105，煤粉進管104和粗熱解氣出口105之間的爐壁內接有呈漏斗形的熱解爐縮口件107。熱解爐縮口件107位于旋風熱解爐1的中下部位置，其將熱解爐爐腔空間分隔為連通的處于旋風熱解爐1中下部的熱解反應區域108及下部的熱解爐氣焦分離室109。所述熱解反應區域108具體為煤粉進管104和熱解爐縮口件107之間的爐腔空間，熱解爐氣焦分離室109具體為熱解爐縮口件107及半焦出口103之間的爐腔空間。
52.參考圖2至圖4，本技術的一個具體實施例提出了一種旋風熱解爐，所述煤粉燃燒器102包括中空的煤粉燃燒器進煤管1021、煤粉燃燒器上部直筒1022、煤粉燃燒器中部變徑段1023及煤粉燃燒器下部直筒1024。兩個煤粉燃燒器進煤管1021以煤粉燃燒器上部直筒1022左右對稱布置，并以斜向下的方式與煤粉燃燒器上部直筒1022相連通。煤粉燃燒器中部變徑段1023為上小下大的方圓節。煤粉燃燒器上部直筒1022依次與煤粉燃燒器中部變徑段1023和煤粉燃燒器下部直筒1024連通。所述煤粉燃燒器中部變徑段1023外壁與支座1025連接，所述支座1025與旋風熱解爐1頂部縮口抵接并靠近熱解爐水冷壁52。
53.所述煤粉燃燒器上部直筒1022、煤粉燃燒器中部變徑段1023和煤粉燃燒器下部直筒1024的中空管道由軸心向外依次布置有燃氣進管1026、第一冷卻層1027、氧氣層1028。所述氧氣層1028為環形管道并緊靠煤粉燃燒器上部直筒1022、煤粉燃燒器中部變徑段1023及
煤粉燃燒器下部直筒1024的內壁。所述第一冷卻層1027頂部于燃氣進管1026兩側開設有冷卻水進口10271和冷卻水出口10272，第一冷卻層1027底部設水冷盤管10273。在煤粉燃燒器下部直筒1024端部布置有第一旋流葉片10241，在氧氣層1028端部布置有第二旋流葉片10281。
54.參考圖1、圖5至圖9，本技術的一個具體實施例提出了一種旋風熱解爐，所述煤粉進管104橫截面為長方形，煤粉進管104與旋風熱解爐1爐壁切向相接。所述燃燒反應室106的爐壁結構由內向外依次為熱解爐內襯51、熱解爐水冷壁52、熱解爐壁板53及熱解爐外保溫層54。所述熱解反應區域108的爐壁結構由內向外依次為熱解爐內襯51、熱解爐壁板53及熱解爐外保溫層54。所述漏斗形的熱解爐縮口件107包括上部的上大下小的大小頭和下部的直通段，熱解爐縮口件107的結構為熱解爐壁板53內外兩側被熱解爐內襯51所包圍。
55.參考圖2、圖6和圖10，本技術的一個具體實施例提出了一種旋風熱解爐，所述旋風熱解爐1爐體直徑為d0，燃燒器外徑為d1，粗熱解氣出口直徑為d2，熱解爐縮口段的直通段的直徑為d3，半焦出口直徑為d4，熱解反應區域108高度為h，燃燒室擴徑段1061高度為h1，燃燒室直段1062高度為h2，煤粉進管104高度為h3，煤粉進管104寬度為l。d1=（0.45-0.55）d0，d2=（1/5-1/3）d0，d3=500mm-800mm，d4=400mm-l000mm，h=(3-5)d0，h1=(0.1-0.2)d0，h2=(0.8-2)d0，h3=(0.1-0.6)d0，l=(0.15-0.25)h3。
56.參考圖11，本技術的一個具體實施例提出了一種基于上述旋風熱解爐的煤熱解氣化系統，包括依次連接的旋風熱解爐1、返料器2、半焦輸送室3及旋風氣化爐4，原料煤于旋風熱解爐1中熱解產生高溫半焦和粗熱解氣，高溫半焦依次通過返料器2和半焦輸送室3，后被切向送入旋風氣化爐4。
57.所述旋風熱解爐1產生的粗熱解氣送入依次連接的熱解側余熱回收裝置11、熱解側高溫除塵器12、熱解側噴淋塔13、電捕焦油器15、熱解側煤氣風機16和熱解側煤氣柜17，熱解側噴淋塔13和電捕焦油器15分別與焦油池14相連。所述旋風熱解爐1所需的原料煤由制粉器18提供，制粉器18分別與煤粉燃燒器102和煤粉進管104相連，熱解側煤氣風機16在克服熱解氣運動阻力的同時為原料煤的輸送提供動力。
58.高溫半焦在旋風氣化爐4中氣化產生粗氣化氣，粗氣化氣后被送入依次連接的氣化側余熱回收裝置41、氣化側粉塵處理裝置42、氣化側噴淋塔43、氣化側煤氣風機44及氣化側煤氣柜45，氣化側噴淋塔43底部與循環水池46相連。所述氣化側余熱回收裝置41包括氣化側高溫段余熱回收裝置411和氣化側低溫段余熱回收裝置412。
59.參考圖12，本技術的一個具體實施例提出了一種基于上述旋風熱解爐的煤熱解氣化系統，包括依次連接的至少兩個旋風熱解爐1、一個半焦輸送室3及至少兩個旋風氣化爐4。圖12示意了三個旋風熱解爐1分別通過返料器2與半焦輸送室3連接，半焦輸送室3再通過半焦進管32分別與三個旋風氣化爐4連接，進而三個旋風熱解爐1組成旋風熱解爐陣列，三個旋風氣化爐4組成旋風氣化爐陣列。
60.參考圖13，本技術的一個具體實施例提出了一種基于上述旋風熱解爐的煤熱解氣化系統，所述返料器2包括立管21和返料管22，旋風熱解爐1的半焦出口103與返料器2的立管21相連通，返料器2的返料管22與半焦輸送室3的下部連通。所述半焦輸送室3的底部設有布風板31，半焦輸送室3的上部通過半焦進管32與旋風氣化爐4連通。
61.參考圖13至圖16，本技術的一個具體實施例提出了一種適用于上述煤熱解氣化系
統的旋風氣化爐，所述半焦進管32與旋風氣化爐4爐壁切向連接。所述旋風氣化爐4內處于中下部位置內接有呈漏斗形的氣化爐縮口件401，氣化爐縮口件401將氣化爐爐腔分隔為上下連通的氣化反應室402和熔渣急冷室403。所述氣化反應室402頂部與半焦進管32相連通，氣化反應室402中上部且位于半焦進管32的下方由上向下依次設有水蒸氣噴嘴4021和氧氣噴嘴4022。所述熔渣急冷室403中上部爐壁開設粗氣化氣出口4031，所述熔渣急冷室403中下部爐壁內設氣化爐冷卻件4032。
62.所述水蒸氣噴嘴4021優選設置為兩組，即第一水蒸氣噴嘴40211和第二水蒸氣噴嘴40212，兩組水蒸氣噴嘴4021沿旋風氣化爐4爐壁圓周方向相對180
°
布置，并與旋風氣化爐4爐壁切向相連通。類似的，所述氧氣噴嘴4022優選也設置為兩組，即第一氧氣噴嘴40221和第二氧氣噴嘴40222，兩組氧氣噴嘴4022沿旋風氣化爐4爐壁圓周方向相對180
°
布置，并與旋風氣化爐4爐壁切向相連通。
63.參考圖17至圖20，本技術的一個具體實施例提出了一種旋風氣化爐，所述氣化反應室402壁面結構由內向外依次為氣化爐內襯55、氣化爐水冷壁56、氣化爐壁板57及氣化爐外保溫層58。所述熔渣急冷室403壁面結構由內向外依次為氣化爐內襯55、氣化爐壁板57及氣化爐外保溫層58。
64.所述水蒸氣噴嘴4021和氧氣噴嘴4022具體結構類似，水蒸氣噴嘴4021和氧氣噴嘴4022的橫截面均為長方形。下面以水蒸氣噴嘴4021為例，說明噴嘴的具體結構以及其與氣化爐爐體的連接關系。水蒸氣噴嘴4021壁面結構由內向外依次為氣化爐內襯55、氣化爐壁板57及氣化爐外保溫層58。在水蒸氣噴嘴4021進口與旋風氣化爐4爐壁相連接的位置還布置有與水蒸氣噴嘴4021進口壁面平行的氣化爐水冷壁56，整體表現為水蒸氣噴嘴4021有一小段深入旋風氣化爐4爐腔，且在該一小段布置有氣化爐水冷壁56。
65.參考圖21和圖22，本技術的一個具體實施例提出了一種旋風氣化爐，所述漏斗形的氣化爐縮口件401包括上部的上大下小的大小頭和下部的直通段，氣化爐縮口件401結構為氣化爐水冷壁56內外被氣化爐內襯55所包圍。優選的，氣化爐縮口件401內的氣化爐水冷壁56與氣化反應室402爐壁內的氣化爐水冷壁56相連通。
66.參考圖14、圖16、圖20、圖22，本技術的一個具體實施例提出了一種旋風氣化爐，旋風氣化爐4爐體直徑為d0，氣化爐縮口件401直通段直徑為d1，粗氣化氣出口4031直徑為d2，氣化反應室402高度為h，半焦進管32高度為h1，半焦進管32寬度為n，水蒸氣噴嘴4021和氧氣噴嘴4022進口高度為b寬度為a，兩個水蒸氣噴嘴4021、兩個氧氣噴嘴4022之間中心距離為h2，d1=500mm-800mm，d2=(1/5-1/2)d0，h=(3-5)d0，h1=(0.15-0.55)d0，n=(0.15-0.25)h1，a=(0.15-0.25)b，h2=(0.7-0.9)d0。
67.本技術一個具體實施例提出的基于上述旋風熱解爐的熱解和氣化工藝為：部分粉煤a在粉煤輸送氣q的輸送下進入煤粉燃燒器進煤管1021，煤粉氣流在旋流葉片的作用下以螺旋形式進入燃燒反應室106；氧氣b從氧氣層1028進入煤粉燃燒器102，氧氣在旋流葉片的作用下同樣以螺旋形式進入燃燒反應室106；經過旋流葉片的煤粉氣流以及氧氣氣流的流速為20m/s-30m/s。天然氣r從燃氣進管1026進入燃燒反應室106作為熱解爐啟動的點火。粉煤a和氧氣b于燃燒反應室106中接觸并燃燒，產生螺旋向下運動的高溫煙氣。冷卻用的除氧水g從冷卻水進口10271進入第一冷卻層1027，而后在水冷盤管10273中進行換熱，換熱后的水蒸氣c從第一冷卻層1027的冷卻水出口10272流出。燃燒反應室106爐壁布置的熱解爐
水冷壁52吸收煤燃燒產生的高溫煙氣的部分熱量，保證煙氣溫度處于灰熔點以下。
68.余下部分粉煤a在粉煤輸送氣q以40m/s-60m/s的流速下輸送，通過煤粉進管104以切向方式進入熱解反應區域108，其與燃燒反應室106產生的高溫煙氣混合，高溫煙氣作為粉煤a的熱解熱源，粉煤a熱解產生含有氣態焦油的粗熱解氣和半焦。熱解反應區域108為絕熱爐膛，不設熱解爐水冷壁52。旋風熱解爐1運行溫度550℃-650℃，壓力1bar-30bar。旋風熱解爐1的設計溫度為焦油產率最大條件下對應的溫度，具體運行溫度根據煤種而微調。
69.熱解反應產生的含有氣態焦油的粗熱解氣和高溫半焦通過熱解爐縮口件107進入熱解爐氣焦分離室109，高溫半焦d在重力的作用下通過半焦出口103離開旋風熱解爐1，粗熱解氣e通過粗熱解氣出口105離開旋風熱解爐1。粗熱解氣e后經過依次連接的熱解側余熱回收裝置11、熱解側高溫除塵器12、熱解側噴淋塔13、電捕焦油器15、熱解側煤氣風機16和熱解側煤氣柜17依次進行余熱回收、除塵、冷卻、焦油回收、輸送及儲存，最終變為凈熱解氣q。
70.所述熱解側余熱回收裝置11為余熱鍋爐，熱端為溫度為550℃-650℃的粗熱解氣e，熱端出口為380℃-450℃的熱解氣，冷端進口為除氧水g，冷端出口為水蒸氣c。所述熱解側高溫除塵器12為本公司自研設備，具體結構詳見cn112156900b，運行溫度為380℃-450℃。熱解側噴淋塔13為水噴淋塔，來自熱解側高溫除塵器12的熱解氣經過熱解側噴淋塔13噴淋冷卻后溫度降低為20℃-40℃。來自熱解側煤氣風機16的凈熱解氣q一部分作為輸送粉煤a的輸送介質。熱解側噴淋塔13和電捕焦油器15還跟焦油池14相連，熱解側噴淋塔13和電捕焦油器15捕集得到的含水焦油n進入焦油池14。在熱解側高溫除塵器12處收集得到粉塵m。
71.高溫半焦d后進入返料器2的立管21中，并在返料器2的輸送下通過返料管22進入半焦輸送室3。半焦輸送室3中的高溫半焦d由布風板31通入的升溫后的凈氣化氣k氣力輸送，通過半焦進管32切向進入到旋風氣化爐4。高溫半焦d切向進入旋風氣化爐4中，首先與來自水蒸氣噴嘴4021的水蒸氣c混合，然后再與來自氧氣噴嘴4022的氧氣b混合，混合物于氣化反應室402內發生氣化反應生成粗氣化氣及液態渣，粗氣化氣及液態渣通過氣化爐縮口件401進入熔渣急冷室403，在冷卻件4032的冷卻下，液態渣降溫后變為固態渣，降溫后的粗氣化氣f從粗氣化氣出口4031離開旋風氣化爐4，固態氣化渣從底部排出。
72.半焦進管32中氣流速度為40m/s-60m/s，氧氣和水蒸氣噴嘴氣流速度為70m/s-100m/s。旋風氣化爐4運行溫度1200℃-1700℃，壓力1bar-30bar，旋風熱解爐1壓力略高于旋風氣化爐4，以保證立管21內部存在料封，避免旋風熱解爐1和旋風氣化爐4形成氣體短路。旋風氣化爐4運行溫度比灰渣熔融溫度高200℃-300℃，運行具體溫度視灰渣性質而定。在旋風氣化爐4的氣化反應室402爐壁內布設的氣化爐水冷壁56的進口通入除氧水g，出口送出水蒸氣c。被氣化爐冷卻件4032冷卻后的粗氣化氣f溫度為850℃-950℃。優選的，所述旋風氣化爐氧半焦比為0.5m3/kg-0.8m3/kg,蒸汽半焦比小于等于0.5kg/kg。
73.粗氣化氣f經過依次連接的氣化側余熱回收裝置41、氣化側粉塵處理裝置42、氣化側噴淋塔43、氣化側煤氣風機44及氣化側煤氣柜45，依次進行余熱回收、除塵、冷卻、輸送及儲存，最終變為凈氣化氣k。所述氣化側余熱回收裝置41為多級余熱鍋爐，包括氣化側高溫段余熱回收裝置411和氣化側低溫段余熱回收裝置412。氣化側高溫段余熱回收裝置411熱端進口為溫度為850℃-950℃的粗氣化氣f，熱端出口為500℃-850℃的氣化氣,冷端進口為
凈氣化氣k，冷端出口為升溫后的凈氣化氣k。優選的，冷端出口與高溫半焦d的溫度一致。氣化側低溫段余熱回收裝置412熱端進口為500℃-850℃的氣化氣,熱端出口為180℃-250℃的氣化氣，冷端進口為除氧水g，冷端出口為水蒸氣c。氣化側粉塵處理裝置42為袋式除塵器，運行溫度為180℃-250℃。氣化側噴淋塔43為水噴淋塔，自氣化側粉塵處理裝置42的氣化氣經過氣化側噴淋塔43噴淋冷卻后溫度降低為20℃-40℃。氣化側噴淋塔43底部連接有循環水池46，來自氣化側噴淋塔43的液態水p進入循環水池46。在氣化側粉塵處理裝置42處收集得到粉塵m。
74.本技術的旋風熱解爐的有益效果及其對應的原理：第一，本技術的旋風熱解爐1將燃燒和熱解集成于一個爐內，有利于系統的模塊化，有效避免了高溫氣體輸送困難的問題，進而能實現高溫加熱煙氣和煤的均勻混合，保證煤充分熱解。同時，本請的燃燒反應室106和熱解反應區域108在爐內又相對獨立，可以保證供給爐內的氧氣全部在燃燒反應室106消耗殆盡，避免其與熱解反應區域108的煤粉接觸。煤與氧氣的反應先后經歷揮發分析出、氣體產物燃燒及焦炭燃燒過程。本技術熱解反應的核心目標之一是產出焦油，焦油產生于煤的揮發分析出過程，一旦接觸到氧氣，焦油就會優先焦炭與氧氣反應，那么氧氣的混入極易導致焦油產量的降低。本技術分區設置熱解反應區域108和燃燒反應室106，部分煤粉在燃燒反應室106與氧氣發生燃燒反應，消耗掉氧氣并產生大量煙氣，高溫煙氣再與進入熱解反應區域108的粉煤混合并為其提供熱解熱源。
75.第二，本技術所述的旋風熱解爐1熱源為高溫煙氣，通過在煤粉燃燒器102內部設置旋流葉片，同時煤粉進管104被高速（40m/s-60m/s）粉煤輸送氣q攜帶從切向方向進入旋風熱解爐1中，進入旋風熱解爐1的氣固混合物在爐內產生螺旋向下的氣流，螺旋氣流卷吸熱解反應區域108產生的高溫煙氣，保證燃燒反應室106和熱解反應區域108內的煙氣為螺旋向下運動，最終實現高溫加熱煙氣和煤的均勻混合，具體效果如圖23所示。本技術旋風熱解爐1沒有采用如背景技術cn103992824b這類，以高溫氣化氣為熱解熱源的方案，原因是高溫氣化氣與熱解氣合二為一后，對尾端凈化工藝不利，且高溫氣化氣的輸送困難成本高。
76.第三，本技術在煤粉燃燒器進煤管1021及氧氣層1028附近分別布置有水冷的第一冷卻層1027和水冷盤管10273，以防高溫煙氣回流燒壞煤粉燃燒器102的相關部件。在燃燒反應室106布置有熱解爐水冷壁52，用以吸收高溫煙氣的部分熱量，保證煙氣溫度處于灰熔點以下，避免液態渣出現，液態渣一旦產生就會與來自煤粉進管104的粉煤混合結焦，不利于后續反應。
77.第四，本技術所述的熱解爐氣焦分離室109與熱解反應區域108相對獨立，兩者通過熱解爐縮口件107分隔，從而最大限度的避免了粗熱解氣出口105對熱解反應區域108內部的螺旋氣流場的破壞。
78.第五，本技術所述的旋風熱解爐1通過特定的結構參數，來保證煤在爐內的停留時間，實現充分熱解的目的。具體來講，筒體直徑d0依熱解爐煤的處理量而定，待處理的煤越多，直徑越大。燃燒器外徑d1、燃燒反應室擴徑段高度h1及燃燒反應室直段高度h2決定了燃燒反應室內煤能否充分燃燒和燃燒產生的煙氣是否存在流動死區，本技術限定的結構參數能夠保證煤在燃燒反應室充分燃燒并確保燃燒產生的煙氣不存在流動死區。熱解爐縮口段底部直徑d3，半焦出口直徑d4，根據具體半焦產量而定，以保證半焦順利運動、不搭橋。粗熱解氣出口直徑d2依熱解氣產量而定，以保證氣體流速＜30m/s為宜。熱解反應區域高度h主
要決定了用于熱解的煤在爐內的停留時間，h越大，氣流螺旋運動的路徑越長，固體被氣體攜帶運動的路徑也越長，但熱解反應區域高度大到一定程度后，螺旋運動氣流螺旋趨勢越來越弱。煤粉進管104高度h3，煤粉進管104寬度l，決定了煤粉進入爐內運動形態，優選從熱解爐切向貼邊進入，因此優選為較大的進口高度，較小的進口寬度。
79.本技術旋風氣化爐的有益效果及其對應的原理：第一，本技術所述的旋風氣化爐4爐內氣流處于螺旋運動的動力場結構狀態，其通過半焦輸送室3將高溫半焦以高速切向方式送入旋風氣化爐4，螺旋運動的動力場結構利于氣固的充分混合、增加了固體停留時間，具體效果如圖24所示。本技術采用半焦輸送室3來解決高溫半焦輸送難的問題，高溫半焦通過返料器2輸送到半焦輸送室3，在半焦輸送室3底部設置布風板31，在半焦輸送室3頂部連接有半焦進管32。進入半焦輸送室3的高溫半焦通過升溫后的凈氣化氣輸送進入旋風氣化爐4，通過合理的設置半焦進管32的截面，進而容易地調節進入旋風氣化爐4的氣體流速。
80.第二，本技術的旋風氣化爐4的水蒸氣噴嘴4021、氧氣噴嘴4022分級切向布置，水蒸氣噴嘴4021位于氧氣噴嘴4022的上方，因旋風氣化爐4采用液態排渣形式，容積熱負荷很高，上述布設方式的水蒸氣起到氣化劑和降溫的雙重作用，避免局部溫度過高造成爐內襯失效，同時還能維持旋風氣化爐4內合理的動力場結構。
81.第三，在水蒸氣噴嘴4021、氧氣噴嘴4022進口與氣化爐筒壁相連接的位置還布置有與進口壁面平行的水冷壁，氧氣/水蒸氣噴嘴有一小段深入旋風氣化爐4的內部。氧氣/水蒸氣噴嘴處于高溫區，易受到火焰的強烈輻射而急劇氧化造成局部溫度過高，通過深入氣化爐內部與噴嘴段平行布置的水冷壁吸收部分熱量，起到冷卻保護噴嘴的作用。
82.第四，本技術所述的氣化反應室402與熔渣急冷室403相對獨立，兩者通過氣化爐縮口件401隔開，從而最大限度的避免了粗氣化氣出口4031對氣化反應室402內部的螺旋運動氣流的破壞。
83.第五，本技術所述的氣化反應室402及氣化爐縮口件401被水冷壁所包裹，且氣化爐縮口件401內部水冷壁與氣化反應室402內部水冷壁整體連接成一體。本技術旋風氣化爐4采用液態排渣形式，容積熱負荷很高，爐膛內溫度高，采用水冷壁的結構形式，可以起到“以渣抗渣”的技術效果，保護爐內襯。
84.第六，本技術所述的旋風氣化爐4通過特定的結構參數，來保證煤在旋風氣化爐4內的停留時間，實現充分氣化的目的。具體來講，筒體直徑為d0依進入旋風氣化爐4中的半焦的量而定，待處理的半焦越多，直徑越大。粗氣化氣出口直徑d2依氣化氣產量而定，保證氣體流速＜30m/s為宜。氣化反應區域高度為h主要決定了半焦在爐內的停留時間，h越大，氣流螺旋運動的路徑越長，固體被氣體攜帶運動的路徑也越長,但氣化反應區域高度大到一定程度后，螺旋運動氣流螺旋趨勢越來越弱。氣化爐縮口件底部直徑具體以液態渣產量而定，以保證液態渣順利運動、不搭橋為宜。半焦進管橫截面的高度h1寬度n，決定了半焦進入爐內運動形態，優選從氣化爐切向貼邊進入，因此優選較大的進口高度，較小的進口寬度。氧氣/水蒸氣噴嘴進口高度b寬度a，決定了氣化劑進入爐內運動形態，優選從氣化爐切向進入，因此優選為較大的進口高度，較小的進口寬度。兩個氧氣/水蒸氣噴嘴之間中心距為h2，h2優選比d0小，原因在于氧氣/水蒸氣噴嘴氣體流速為70m/s-100m/s，流速很高，若是直接貼邊進入氣化爐會對氣化爐爐內襯造成嚴重的沖刷。
85.實施例1
0.6t/h粉煤a在粉煤輸送氣q（120m3/h）的輸送下進入煤粉燃燒器進煤管1021，進一步在旋流葉片的作用下以螺旋的氣流結構進入燃燒反應室106，920m3/h氧氣b從氧氣層1028進入煤粉燃燒器102并在旋流葉片的作用下以螺旋的氣流結構進入燃燒反應室106，經過旋流葉片的氣體（包括粉煤輸送氣及氧氣）流速為20m/s。粉煤a和氧氣b接觸燃燒，并產生大量螺旋運動的高溫煙氣。8t/h粉煤a在粉煤輸送氣q（2700m3/h）以氣體流速為40m/s的輸送下通過煤粉進管104以切向進入的方式進入熱解反應區域108，其與燃燒反應室106產生的大量高溫煙氣混合，高溫煙氣作為粉煤a的熱解熱源，在熱解反應區域108中粉煤a熱解并產生含有氣態焦油的粗熱解氣和半焦。旋風熱解爐1運行溫度600℃，壓力1.2bar。旋風熱解爐1的設計溫度為焦油產率最大條件下對應的溫度。
86.熱解反應產生的含有氣態焦油的粗熱解氣和高溫半焦通過熱解爐縮口件107進入熱解爐氣焦分離室109，后高溫半焦d在重力的作用下通過半焦出口103離開旋風熱解爐1，粗熱解氣e通過粗熱解氣出口105離開旋風熱解爐1。粗熱解氣流量為6458nm3/h，溫度為600℃；半焦量為4.8t/h，溫度為600℃。
87.從粗熱解氣出口105通出的粗熱解氣e經過依次連接的熱解側余熱回收裝置11，熱解側高溫除塵器12，熱解側噴淋塔13，電捕焦油器15，熱解側煤氣風機16和熱解側煤氣柜17依次進行余熱回收、除塵、冷卻、焦油回收、輸送及儲存并最終變為凈熱解氣q。所述熱解側余熱回收裝置11為余熱鍋爐，熱端為溫度為600℃的粗熱解氣e，熱端出口為380℃的熱解氣，冷端進口為除氧水g，冷端出口為水蒸氣c。所述熱解側高溫除塵器12為本公司自研設備，具體結構詳見cn112156900b，運行溫度為380℃。熱解側噴淋塔13為水噴淋塔，自熱解側高溫除塵器12的熱解氣經過熱解側噴淋塔13噴淋冷卻后溫度降低為40℃。經過熱解氣側凈化處理最終得到焦油0.96t/h，凈煤氣2870m3/h。
88.4.8t/h高溫半焦d通過返料管22進入半焦輸送室3內，后在來自布風板21的升溫后的凈氣化氣k（7200m3/h，600℃）的氣力輸送作用下通過半焦進管32進入到旋風氣化爐4中。進入到旋風氣化爐4中的高溫半焦d首先與來自水蒸氣噴嘴4021的水蒸氣c(流量1.4t/h)混合然后再與來自氧氣噴嘴4022的氧氣b(流量3365m3/h)混合，并在水蒸氣c和氧氣b的作用下在氣化反應室402內發生氣化反應，生成粗氣化氣及液態渣，粗氣化氣及液態渣通過氣化爐縮口件401進入熔渣急冷室403內，在來自冷卻件4032的冷卻下，液態渣溫度降低后變為固態渣，降溫后的粗氣化氣f從粗氣化氣出口4031離開旋風氣化爐4，固態氣化渣從底部開孔離開旋風氣化爐4。
89.半焦進管32氣體流速為40m/s，氧氣/水蒸氣噴嘴氣體流速為70m/s，旋風氣化爐4運行溫度1500℃，壓力1bar，旋風熱解爐1設計壓力略高于旋風氣化爐4，以保證立管21內部存在料封，避免旋風熱解爐1和旋風氣化爐4形成氣體短路。在旋風氣化爐4的氣化反應室402室壁內布設的氣化爐水冷壁56，氣化爐水冷壁56的進口通入除氧水g，出口送出水蒸氣c。被氣化爐冷卻件4032冷卻后的粗氣化氣f溫度為900℃,流量為51482m3/h。
90.粗氣化氣f經過依次連接的氣化側余熱回收裝置41、氣化側粉塵處理裝置42、氣化側噴淋塔43、氣化側煤氣風機44及氣化側煤氣柜45依次進行余熱回收、除塵、冷卻、輸送及儲存并最終變為凈氣化氣k。
91.所述氣化側余熱回收裝置41為多級余熱鍋爐，包括氣化側高溫段余熱回收裝置411和氣化側低溫段余熱回收裝置412。氣化側高溫段余熱回收裝置411熱端進口為溫度為
900℃的粗氣化氣f，熱端出口為810℃的氣化氣,冷端進口為凈氣化氣k，冷端出口為升溫后的凈氣化氣k，冷端出口為600℃。氣化側低溫段余熱回收裝置412熱端進口為810℃的氣化氣,熱端出口為200℃的氣化氣，冷端進口為除氧水g，冷端出口為水蒸氣c。氣化側粉塵處理裝置42為袋式除塵器，運行溫度為200℃。氣化側噴淋塔43為水噴淋塔，自氣化側粉塵處理裝置42的氣化氣經過氣化側噴淋塔43噴淋冷卻后溫度降低為40℃。氣化側噴淋塔43底部還跟循環水池46相連，來自氣化側噴淋塔43的液態水p進入循環水池46。在氣化側粉塵處理裝置42處收集得到粉塵m。最終得到的凈氣化氣k流量為10781m3/h。凈氣化氣k中的co+h2含量＞90%。
92.本技術的旋風熱解爐1筒體直徑為d0，燃燒器外徑為d1，粗熱解氣出口直徑為d2，熱解爐縮口段底部直徑為d3，半焦出口直徑為d4，熱解反應區域108高度為h，燃燒室擴徑段1061高度為h1，燃燒室直段1062高度為h2，煤粉進管104高度為h3，煤粉進管104寬度為l。d0=3m,d1=1.5m，d2=0.7m，d3=600mm，d4=600mm，h=15m，h1=0.5m，h2=3m，h3=0.5m，l=0.12m。
93.本技術的旋風氣化爐4爐體直徑為d0，氣化爐縮口件401底部直徑為d1，粗氣化氣出口4031直徑為d2，氣化反應室402高度為h，半焦進管32高度為h1，半焦進管32寬度為n，兩個水蒸氣噴嘴4021、兩個氧氣噴嘴4022之間中心距離為h2，其中，d0=2.5m,d1=600mm，d2=1m，h=10m，h1=0.5m，n=0.1m，h2=2m。
94.實施例2單個旋風熱解爐和旋風氣化爐的結構尺寸及處理量與實施例1相同。現用于熱解的煤量為24t/h，采用3個旋風熱解爐+1個半焦輸送室+3個旋風氣化爐的組合形式。
95.1.8t/h粉煤a分三路在粉煤輸送氣q（每路120m3/h）的輸送下進入每個旋風熱解爐的煤粉燃燒器進煤管1021，進一步在旋流葉片的作用下以螺旋的氣流結構進入燃燒反應室106，920m3/h氧氣b從氧氣層1028進入煤粉燃燒器102并在旋流葉片的作用下以螺旋的氣流結構進入燃燒反應室106，經過旋流葉片的氣體（包括粉煤輸送氣及氧氣）流速為20m/s。粉煤a和氧氣b接觸燃燒，并產生大量螺旋運動的高溫煙氣。24t/h粉煤a分為三路在粉煤輸送氣q（每路2700m3/h）以氣體流速為40m/s的輸送下通過煤粉進管104以切向進入的方式進入每個旋風熱解爐的熱解反應區域108，其與燃燒反應室106產生的大量高溫煙氣混合，高溫煙氣作為粉煤a的熱解熱源，在熱解反應區域108中粉煤a熱解并產生含有氣態焦油的粗熱解氣和半焦。旋風熱解爐1運行溫度600℃，壓力1.2bar。旋風熱解爐1的設計溫度為焦油產率最大條件下對應的溫度。
96.熱解反應產生的含有氣態焦油的粗熱解氣和高溫半焦通過熱解爐縮口件107進入熱解爐氣焦分離室109，后高溫半焦d在重力的作用下通過半焦出口103離開旋風熱解爐1，粗熱解氣e通過粗熱解氣出口105離開旋風熱解爐1。每路粗熱解氣流量為6458nm3/h，溫度為600℃；每路半焦量為4.8t/h，溫度為600℃。
97.從粗熱解氣出口105通出的粗熱解氣e合并為一路后經過依次連接的熱解側余熱回收裝置11，熱解側高溫除塵器12，熱解側噴淋塔13，電捕焦油器15，熱解側煤氣風機16和熱解側煤氣柜17依次進行余熱回收、除塵、冷卻、焦油回收、輸送及儲存并最終變為凈熱解氣q。所述熱解側余熱回收裝置11為余熱鍋爐，熱端為溫度為600℃的粗熱解氣e，熱端出口為380℃的熱解氣，冷端進口為除氧水g，冷端出口為水蒸氣c。所述熱解側高溫除塵器12為本公司自研設備，具體結構詳見cn112156900b，運行溫度為380℃。熱解側噴淋塔13為水噴
淋塔，自熱解側高溫除塵器12的熱解氣經過熱解側噴淋塔13噴淋冷卻后溫度降低為40℃。經過熱解氣側凈化處理最終得到焦油2.88t/h，凈煤氣8610m3/h。
98.每路4.8t/h高溫半焦d通過返料管22進入半焦輸送室3內，進入半焦輸送室3的總量為14.4t/h,后在來自布風板21的升溫后的凈氣化氣k（21600m3/h，600℃）的氣力輸送作用下通過半焦進管32分三路進入到三個旋風氣化爐4中，每個旋風氣化爐半焦進入量為4.8t/h。每路進入到旋風氣化爐4中的高溫半焦d首先與來自水蒸氣噴嘴4021的水蒸氣c(單路，流量1.4t/h)混合然后再與來自氧氣噴嘴4022的氧氣b(單路，流量3365m3/h)混合，并在水蒸氣c和氧氣b的作用下在氣化反應室402內發生氣化反應，生成粗氣化氣及液態渣，粗氣化氣及液態渣通過氣化爐縮口件401進入熔渣急冷室403內，在來自冷卻件4032的冷卻下，液態渣溫度降低后變為固態渣，降溫后的粗氣化氣f從粗氣化氣出口4031離開旋風氣化爐4，固態氣化渣從底部開孔離開旋風氣化爐4。
99.半焦進管32氣體流速為40m/s，氧氣/水蒸氣噴嘴氣體流速為70m/s，旋風氣化爐4運行溫度1500℃，壓力1bar，旋風熱解爐1設計壓力略高于旋風氣化爐4，以保證立管21內部存在料封，避免旋風熱解爐1和旋風氣化爐4形成氣體短路。在旋風氣化爐4的氣化反應室402室壁內布設的氣化爐水冷壁56，氣化爐水冷壁56的進口通入除氧水g，出口送出水蒸氣c。每路被氣化爐冷卻件4032冷卻后的粗氣化氣f溫度為900℃,流量為51482m3/h。
100.粗氣化氣f合流后總氣量為154446m3/h，經過依次連接的氣化側余熱回收裝置41、氣化側粉塵處理裝置42、氣化側噴淋塔43、氣化側煤氣風機44及氣化側煤氣柜45依次進行余熱回收、除塵、冷卻、輸送及儲存并最終變為凈氣化氣k。
101.所述氣化側余熱回收裝置41為多級余熱鍋爐，包括氣化側高溫段余熱回收裝置411和氣化側低溫段余熱回收裝置412。氣化側高溫段余熱回收裝置411熱端進口為溫度為900℃的粗氣化氣f，熱端出口為810℃的氣化氣,冷端進口為凈氣化氣k，冷端出口為升溫后的凈氣化氣k，冷端出口為600℃。氣化側低溫段余熱回收裝置412熱端進口為810℃的氣化氣,熱端出口為200℃的氣化氣，冷端進口為除氧水g，冷端出口為水蒸氣c。氣化側粉塵處理裝置42為袋式除塵器，運行溫度為200℃。氣化側噴淋塔43為水噴淋塔，自氣化側粉塵處理裝置42的氣化氣經過氣化側噴淋塔43噴淋冷卻后溫度降低為40℃。氣化側噴淋塔43底部還跟循環水池46相連，來自氣化側噴淋塔43的液態水p進入循環水池46。在氣化側粉塵處理裝置42處收集得到粉塵m。最終得到的凈氣化氣k流量為32343m3/h。凈氣化氣k中的co+h2含量＞90%。
102.本技術的旋風熱解爐1及旋風氣化爐4結構尺寸參照實施例1。
103.盡管上面已經示出和描述了本技術的實施例，可以理解的是，上述實施例是示例性的，不能理解為對本技術的限制。在不脫離本技術精神和范圍的前提下，本技術還會有各種變化和改進，這些變化和改進都落入要求保護的本技術范圍內。
技術特征：
1.旋風熱解爐，圓柱形的旋風熱解爐（1）立于基礎之上，其兩端直徑漸縮且其兩端部分別開口為上端的熱解爐頂部縮口（101）和下端的半焦出口（103），其特征在于：熱解爐頂部縮口（101）設煤粉燃燒器（102），煤粉燃燒器（102）包括依次連通的煤粉燃燒器上部直筒（1022）、煤粉燃燒器中部變徑段（1023）和煤粉燃燒器下部直筒（1024），三者連通形成的中空管道由軸心向外依次布置有燃氣進管（1026）、第一冷卻層（1027）、氧氣層（1028），煤粉燃燒器（102）還包括至少兩個均布于煤粉燃燒器上部直筒（1022）周圍的煤粉燃燒器進煤管（1021），煤粉燃燒器進煤管（1021）斜向下與煤粉燃燒器上部直筒（1022）連通；旋風熱解爐（1）爐壁的中上部近煤粉燃燒器（102）設煤粉進管（104），旋風熱解爐（1）爐壁的中下部開設粗熱解氣出口（105），所述煤粉進管（104）與旋風熱解爐（1）爐壁切向連通，煤粉進管（104）和粗熱解氣出口（105）之間的爐壁內接有漏斗形的熱解爐縮口件（107），所述煤粉燃燒器（102）與煤粉進管（104）之間的爐內空間為燃燒反應室（106），爐內的余下空間由熱解爐縮口件（107）分隔為上下連通的處于旋風熱解爐（1）中下部的熱解反應區域（108）和下部的熱解爐氣焦分離室（109）。2.根據權利要求1所述的旋風熱解爐，其特征在于：所述第一冷卻層（1027）處于爐內的端部設水冷盤管（10273），煤粉燃燒器下部直筒（1024）處于爐內的端部布設有第一旋流葉片（10241），氧氣層（1028）端部布設有第二旋流葉片（10281），第一旋流葉片（10241）、第二旋流葉片（10281）和水冷盤管（10273）底端高度相當，且低于燃氣進管（1026）底端的高度。3.根據權利要求2所述的旋風熱解爐，其特征在于：所述煤粉燃燒器中部變徑段（1023）為上小下大的方圓節，其外壁與支座（1025）連接，支座（1025）與旋風熱解爐（1）頂部縮口抵接并靠近熱解爐水冷壁（52）；氧氣層（1028）為環形管道并緊靠煤粉燃燒器上部直筒（1022）、煤粉燃燒器中部變徑段（1023）和煤粉燃燒器下部直筒（1024）的內壁。4.根據權利要求1所述的旋風熱解爐，其特征在于：所述煤粉進管（104）橫截面為長方形；燃燒反應室（106）包括上部的燃燒室擴徑段（1061）和下部的燃燒室直段（1062），燃燒反應室（106）的爐壁結構由內向外依次為熱解爐內襯（51）、熱解爐水冷壁（52）、熱解爐壁板（53）及熱解爐外保溫層（54）；熱解反應區域（108）的爐壁結構由內向外依次為熱解爐內襯（51）、熱解爐壁板（53）及熱解爐外保溫層（54）；漏斗形的熱解爐縮口件（107）包括上部的上大下小的大小頭和下部的直通段，熱解爐縮口件（107）的結構為熱解爐壁板（53）內外兩側被熱解爐內襯（51）所包圍。5.根據權利要求4所述的旋風熱解爐，其特征在于：所述旋風熱解爐（1）爐體直徑為d0，煤粉燃燒器（102）外徑為d1，粗熱解氣出口直徑為d2，熱解爐縮口件（107）直通段的直徑為d3，半焦出口直徑為d4，熱解反應區域（108）高度為h，燃燒室擴徑段（1061）高度為h1，燃燒室直段（1062）高度為h2，煤粉進管（104）高度為h3，煤粉進管（104）寬度為l，d1=（0.45-0.55）d0，d2=（1/5-1/3）d0，d3=500mm-800mm，d4=400mm-l000mm，h=(3-5)d0，h1=(0.1-0.2)d0，h2=(0.8-2)d0，h3=(0.1-0.6)d0，l=(0.15-0.25)h3。6.基于旋風熱解爐的熱解氣化系統，其特征在于：旋風熱解爐（1）、返料器（2）、半焦輸送室（3）及旋風氣化爐（4）依次連接，其中旋風熱解爐（1）如權利要求1所述，旋風熱解爐（1）和旋風氣化爐（4）至少為兩個，半焦輸送室（3）為一個，進而組成陣列式熱解爐和氣化爐系統。7.根據權利要求6所述的基于旋風熱解爐的熱解氣化系統，其特征在于：所述返料器
（2）包括立管（21）和返料管（22），旋風熱解爐（1）的半焦出口（103）與返料器（2）的立管（21）相連通，返料管（22）與半焦輸送室（3）的下部連通，半焦輸送室（3）的底部設有布風板（31），半焦輸送室（3）的上部通過半焦進管（32）與旋風氣化爐（4）頂端連通，半焦進管（32）與旋風氣化爐（4）爐壁切向相接。8.根據權利要求7所述的基于旋風熱解爐的熱解氣化系統，其特征在于：所述旋風熱解爐（1）依次連接熱解側余熱回收裝置（11）、熱解側高溫除塵器（12）、熱解側噴淋塔（13）、電捕焦油器（15）、熱解側煤氣風機（16）和熱解側煤氣柜（17），旋風熱解爐（1）所需的煤由制粉器（18）提供，熱解側煤氣風機（16）為煤的輸送提供動力；旋風氣化爐（4）依次連接氣化側余熱回收裝置（41）、氣化側粉塵處理裝置（42）、氣化側噴淋塔（43）、氣化側煤氣風機（44）及氣化側煤氣柜（45），所述氣化側余熱回收裝置（41）包括氣化側高溫段余熱回收裝置（411）和氣化側低溫段余熱回收裝置（412）。9.基于旋風熱解爐的熱解氣化系統及工藝，其特征在于：所述熱解氣化系統如權利要求8所述，部分原料煤在凈化熱解氣的輸送下進入煤粉燃燒器進煤管（1021），后在旋流葉片的作用下以螺旋氣流形式進入燃燒反應室（106），氧氣從氧氣層（1028）通入煤粉燃燒器（102）并在旋流葉片的作用下同樣以螺旋氣流形式進入燃燒反應室（106），經過旋流葉片的氣流速度為20m/s-30m/s；余下部分的原料煤在輸送氣以流速為40m/s-60m/s的速度下通過煤粉進管（104）以切向方式送入熱解反應區域（108），其與燃燒反應室（106）產生的高溫煙氣混合，高溫煙氣作為熱解熱源，旋風熱解爐（1）運行溫度550℃-650℃，壓力1bar-30bar。10.根據權利要求9所述的基于旋風熱解爐的熱解氣化系統及工藝，其特征在于：所述旋風熱解爐（1）產生的高溫半焦由返料器（2）進入半焦輸送室（3），后以40m/s-60m/s的速度切向進入旋風氣化爐（4），高溫半焦依次與水蒸氣、氧氣混合，發生氣化反應生成粗氣化氣及液態渣，粗氣化氣及液態渣通過氣化爐縮口件（401）進入熔渣急冷室（403）降溫，液態渣變為固態渣；所述水蒸氣和氧氣的氣體流速為70m/s-100m/s，旋風氣化爐（4）運行溫度1200℃-1700℃，壓力1bar-30bar，旋風熱解爐（1）壓力略高于旋風氣化爐（4）；粗氣化氣經后續流程處理變為凈氣化氣，部分凈氣化氣回送于氣化側高溫段余熱回收裝置（411）換熱升溫，升溫后的凈氣化氣再通至半焦輸送室（3）的布風板（31）作為高溫半焦的輸送動力。
技術總結
本申請涉及一種旋風熱解爐及基于其的熱解氣化系統及工藝，圓柱形的旋風熱解爐兩端直徑漸縮；熱解爐頂部縮口設煤粉燃燒器，熱解爐爐壁中上部近煤粉燃燒器設煤粉進管，熱解爐爐壁中下部開設粗熱解氣出口；熱解爐爐頂與煤粉進管之間的爐腔空間為燃燒反應室；煤粉進管和粗熱解氣出口間的爐壁內接有熱解爐縮口件，熱解爐縮口件將爐腔內的空間分隔為連通的熱解反應區域和熱解爐氣焦分離室。本申請的旋風熱解爐能實現高溫加熱煙氣和煤的均勻混合，保證煤充分熱解；氣化爐通過半焦輸送室保證高溫半焦以高速切向方式進入，維持氣化爐內合理的動力場；陣列式的熱解爐和氣化爐利于系統的模塊化及大型化。化及大型化。化及大型化。
