旋风热解炉及基于其的热解气化系统及工艺的制作方法
1.本技术涉及煤炭热解气化利用技术领域，具体涉及一种旋风热解炉及基于所述旋风热解炉的热解气化系统和工艺。
背景技术：
2.推动煤炭能源清洁高效利用是煤炭利用的主要方向，在众多炭清洁高效利用技术中，煤炭分级转化多联产技术把煤炭看作能源与资源的共同体，通过将多种技术工艺（热解、气化、燃烧和合成等）有机结合，分级转化煤炭中反应活性差异大的部分，在一个系统中实现气体燃料、液体燃料、化学品、热量、电力等的联产。
3.煤的分级利用联产技术可分为：以煤部分气化为基础的分级联产技术、以煤完全气化为基础的分级联产技术以及以煤热解为基础的分级联产技术。以煤部分气化和完全气化为基础的煤炭分级多联产技术，其核心目标产物为合成气，从气化炉出来的气体中含有的焦油量少；而以煤热解为基础的多联产技术则能够实现煤中焦油的最大化产出。
4.例如中国专利授权公告号：cn103992824b，名称：双旋风煤热解气化分级转化装置及方法，其装置为旋风热解炉通过返料装置、热解半焦通道与旋风气化炉连通，旋风气化炉通过高温粗煤气通道与冷却装置连通，旋风气化炉外壁安装有气化剂喷嘴和水蒸气喷嘴。其方法包括：一、煤粉在高温粗煤气的吹送下进入旋风热解炉；二、煤粉在旋风热解炉内发生热解，热解出的混合气排至冷却装置中冷却，热解出的半焦被输送回旋风气化炉；三、氧化剂喷嘴和水蒸气喷嘴同时向旋风气化炉内喷射氧化剂和水蒸气，产生的高温粗煤气作为热解的气体热载体再次送入旋风热解炉中，旋风气化炉的煤渣以固态或液体形式经灰渣排出口排出。该专利采用旋风炉作为煤的热解装置，但旋风热解炉的热源来自旋风气化炉的气化气，从而使从旋风热解炉端离开系统的煤气量极大，热解工艺的气态产品是含有气态焦油的热解气，其尾端煤气净化工艺需配置焦油回收工段，该专利采用的热解炉焦油回收工段装置规模极大。另外，当气化炉是液态排渣时，气化炉出口气化气会携带大量液渣，携带液渣的气化气与煤混合时会凝固，容易造成管道堵塞，不利于系统长期稳定运行。
技术实现要素：
5.针对现有技术存在的技术问题，为此，本技术提出的旋风热解炉及基于其的热解气化系统及工艺，提高了热解和气化的效率；采用模块化设置，可灵活调节系统的布设方式。
6.一方面，本技术公开了一种旋风热解炉，圆柱形的旋风热解炉1立于基础之上，其两端直径渐缩且其两端部分别开口为上端的热解炉顶部缩口101和下端的半焦出口103，热解炉顶部缩口101设煤粉燃烧器102，煤粉燃烧器102包括依次连通的煤粉燃烧器上部直筒1022、煤粉燃烧器中部变径段1023和煤粉燃烧器下部直筒1024，三者连通形成的中空管道由轴心向外依次布置有燃气进管1026、第一冷却层1027、氧气层1028，煤粉燃烧器102还包括至少两个均布于煤粉燃烧器上部直筒1022周围的煤粉燃烧器进煤管1021，煤粉燃烧器进
煤管1021斜向下与煤粉燃烧器上部直筒1022连通；旋风热解炉1炉壁的中上部近煤粉燃烧器102设煤粉进管104，旋风热解炉1炉壁的中下部开设粗热解气出口105，所述煤粉进管104与旋风热解炉1炉壁切向连通，煤粉进管104和粗热解气出口105之间的炉壁内接有漏斗形的热解炉缩口件107，所述煤粉燃烧器102与煤粉进管104之间的炉内空间为燃烧反应室106，炉内的余下空间由热解炉缩口件107分隔为上下连通的处于旋风热解炉1中下部的热解反应区域108和下部的热解炉气焦分离室109。
7.特别的，所述第一冷却层1027处于炉内的端部设水冷盘管10273，煤粉燃烧器下部直筒1024处于炉内的端部布设有第一旋流叶片10241，氧气层1028端部布设有第二旋流叶片10281，第一旋流叶片10241、第二旋流叶片10281和水冷盘管10273底端高度相当，且低于燃气进管1026底端的高度。
8.特别的，所述煤粉燃烧器中部变径段1023为上小下大的方圆节，其外壁与支座1025连接，支座1025与旋风热解炉1顶部缩口抵接并靠近热解炉水冷壁52；氧气层1028为环形管道并紧靠煤粉燃烧器上部直筒1022、煤粉燃烧器中部变径段1023和煤粉燃烧器下部直筒1024的内壁。
9.特别的，所述煤粉进管104横截面为长方形；燃烧反应室106包括上部的燃烧室扩径段1061和下部的燃烧室直段1062，燃烧反应室106的炉壁结构由内向外依次为热解炉内衬51、热解炉水冷壁52、热解炉壁板53及热解炉外保温层54；热解反应区域108的炉壁结构由内向外依次为热解炉内衬51、热解炉壁板53及热解炉外保温层54；漏斗形的热解炉缩口件107包括上部的上大下小的大小头和下部的直通段，热解炉缩口件107的结构为热解炉壁板53内外两侧被热解炉内衬51所包围。
10.特别的，所述旋风热解炉1炉体直径为d0，煤粉燃烧器102外径为d1，粗热解气出口直径为d2，热解炉缩口件107直通段的直径为d3，半焦出口直径为d4，热解反应区域108高度为h，燃烧室扩径段1061高度为h1，燃烧室直段1062高度为h2，煤粉进管104高度为h3，煤粉进管104宽度为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，本技术公开了基于旋风热解炉的热解气化系统，旋风热解炉1、返料器2、半焦输送室3及旋风气化炉4依次连接，其中旋风热解炉1如前所述，旋风热解炉1和旋风气化炉4至少为两个，半焦输送室3为一个，进而组成阵列式热解炉和气化炉系统。
12.特别的，所述返料器2包括立管21和返料管22，旋风热解炉1的半焦出口103与返料器2的立管21相连通，返料管22与半焦输送室3的下部连通，半焦输送室3的底部设有布风板31，半焦输送室3的上部通过半焦进管32与旋风气化炉4顶端连通，半焦进管32与旋风气化炉4炉壁切向相接。
13.特别的，所述旋风热解炉1依次连接热解侧余热回收装置11、热解侧高温除尘器12、热解侧喷淋塔13、电捕焦油器15、热解侧煤气风机16和热解侧煤气柜17，旋风热解炉1所需的煤由制粉器18提供，热解侧煤气风机16为煤的输送提供动力；旋风气化炉4依次连接气化侧余热回收装置41、气化侧粉尘处理装置42、气化侧喷淋塔43、气化侧煤气风机44及气化侧煤气柜45，所述气化侧余热回收装置41包括气化侧高温段余热回收装置411和气化侧低温段余热回收装置412。
14.第三方面，本技术还公开了所述热解气化系统如前所述，部分原料煤在净化热解
气的输送下进入煤粉燃烧器进煤管1021，后在旋流叶片的作用下以螺旋气流形式进入燃烧反应室106，氧气从氧气层1028通入煤粉燃烧器102并在旋流叶片的作用下同样以螺旋气流形式进入燃烧反应室106，经过旋流叶片的气流速度为20m/s-30m/s；余下部分的原料煤在输送气以流速为40m/s-60m/s的速度下通过煤粉进管104以切向方式送入热解反应区域108，其与燃烧反应室106产生的高温烟气混合，高温烟气作为热解热源，旋风热解炉1运行温度550℃-650℃，压力1bar-30bar。
15.特别的，所述旋风热解炉1产生的高温半焦由返料器2进入半焦输送室3，后以40m/s-60m/s的速度切向进入旋风气化炉4，高温半焦依次与水蒸气、氧气混合，发生气化反应生成粗气化气及液态渣，粗气化气及液态渣通过气化炉缩口件401进入熔渣急冷室403降温，液态渣变为固态渣；所述水蒸气和氧气的气体流速为70m/s-100m/s，旋风气化炉4运行温度1200℃-1700℃，压力1bar-30bar，旋风热解炉1压力略高于旋风气化炉4；粗气化气经后续流程处理变为净气化气，部分净气化气回送于气化侧高温段余热回收装置411换热升温，升温后的净气化气再通至半焦输送室3的布风板31作为高温半焦的输送动力。
16.在符合本领域常识的基础上，上述各优选条件可任意组合，即得本技术各优选实例。
17.上述技术方案具有如下优点或有益效果：本技术的旋风热解炉通过燃烧和热解区域的合理设置，能实现高温加热烟气和煤的均匀混合，保证煤充分热解；气化炉通过半焦输送室，保证高温半焦以高速切向方式进入气化炉，维持气化炉内合理的动力场结构，保证气化效率；旋风热解炉及旋风气化炉采用阵列式结构，有利于装置的模块化及大型化；热解气净化流程和气化气净化流程分开设置，并充分考虑了能量回收及物质综合利用。
附图说明
18.为了更清楚地说明本技术实施例或现有技术中的技术方案，下面将对实施例或现有技术描述中所需要使用的附图作简单地介绍。显而易见地，对于本领域技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据提供的附图获得其他的附图。
19.图1是根据本技术一个实施例的旋风热解炉的结构示意图。
20.图2是根据本技术一个实施例的旋风热解炉的煤粉燃烧器的结构示意图。
21.图3是根据图2的煤粉燃烧器的俯视示意图。
22.图4是根据图2的煤粉燃烧器的仰视示意图。
23.图5是根据本技术一个实施例的煤粉进管的俯视结构示意图。
24.图6是根据图5中箭头方向的煤粉进管的横截面示意图。
25.图7是根据本技术一个实施例的燃烧反应室段的炉壁的结构示意图。
26.图8是根据本技术一个实施例的热解反应区域段的炉壁的结构示意图。
27.图9是根据本技术一个实施例的热解炉缩口件的结构示意图。
28.图10是本技术一个实施例的旋风热解炉的尺寸示意图。
29.图11是本技术一个实施例的基于旋风热解炉的煤热解气化系统的示意图。
30.图12是本技术一个实施例的阵列式热解炉和气化炉的结构示意图。
31.图13是本技术一个实施例的旋风热解炉和旋风气化炉的连接关系示意图。
32.图14是本技术一个实施例的半焦输送室和旋风气化炉的连接关系示意图。
33.图15是本技术一个实施例的氧气喷嘴的结构示意图。
34.图16是本技术一个实施例的水蒸气喷嘴的结构和尺寸示意图。
35.图17是本技术一个实施例的气化反应室段的炉壁的结构示意图。
36.图18是本技术一个实施例的熔渣急冷室段的炉壁的结构示意图。
37.图19是本技术一个实施例的水蒸气喷嘴和氧气喷嘴的结构示意图。
38.图20是本技术一个实施例的水蒸气喷嘴和氧气喷嘴横截面的结构示意图。
39.图21是本技术一个实施例的气化炉缩口件的结构示意图。
40.图22是本技术一个实施例的旋风气化炉的结构和尺寸示意图。
41.图23是本技术一个实施例的旋风热解炉内螺旋气流的示意图。
42.图24是本技术一个实施例的旋风气化炉内螺旋气流的示意图。
43.其中，旋风热解炉1；热解炉顶部缩口101；煤粉燃烧器102；煤粉燃烧器进煤管1021；煤粉燃烧器上部直筒1022；煤粉燃烧器中部变径段1023；煤粉燃烧器下部直筒1024；第一旋流叶片10241；支座1025；燃气进管1026；第一冷却层1027；冷却水进口10271；冷却水出口10272；水冷盘管10273；氧气层1028；第二旋流叶片10281；半焦出口103；煤粉进管104；粗热解气出口105；燃烧反应室106；燃烧室扩径段1061；燃烧室直段1062；热解炉缩口件107；热解反应区域108；热解炉气焦分离室109；热解侧余热回收装置11；热解侧高温除尘器12；热解侧喷淋塔13；焦油池14；电捕焦油器15；热解侧煤气风机16；热解侧煤气柜17；制粉器18；返料器2；立管21；返料管22；半焦输送室3；布风板31；半焦进管32；旋风气化炉4；气化炉缩口件401；气化反应室402；水蒸气喷嘴4021；第一水蒸气喷嘴40211；第二水蒸气喷嘴40212；氧气喷嘴4022；第一氧气喷嘴40221；第二氧气喷嘴40222；熔渣急冷室403；粗气化气出口4031；汽化炉冷却件4032；气化侧余热回收装置41；气化侧高温段余热回收装置411；气化侧低温段余热回收装置412；气化侧粉尘处理装置42；气化侧喷淋塔43；气化侧煤气风机44；气化侧煤气柜45；循环水池46；热解炉内衬51；热解炉水冷壁52；热解炉壁板53；热解炉外保温层54；气化炉内衬55；气化炉水冷壁56；气化炉壁板57；气化炉外保温层58；a-粉煤；b-氧气；c-水蒸气；d-高温半焦；e-粗热解气；f-粗气化气；g-除氧水；m-粉尘；k-净气化气；n-含水焦油；p-液态水；q-净热解气；r-天然气。
具体实施方式
44.下面结合本技术的附图，对本技术实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述。显然，所描述的实施例仅仅是本技术的一部分实施例，旨在用于解释发明构思。基于本技术的实施例，本领域技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本技术保护的范围。
45.描述所用术语“中心”、“纵向”、“横向”、“长度”、“宽度”、“厚度”、“上”、“下”、“前”、“后”、“左”、“右”、“竖直”、“水平”、“顶”、“底”、“内”、“外”、“轴向”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作。
46.描述所用术语“第一”、“第二”等仅用于描述目的，而不能理解为指示或暗示相对重要性或者隐含指明所指示的技术特征的数量。由此，限定有“第一”、“第二”的特征可以明示或者隐含地包括一个或者更多个该特征。
47.除非另有明确的规定和限定，描述所用术语“相连”、“连通”等应做广义理解，例如，可以是固定连接、可拆卸连接，或成一体；可以是机械连接、电连接；可以是直接相连、通过中间媒介间接相连；可以是两个元件内部的连通或两个元件的相互作用关系。对于本领域的普通技术人员而言，可以根据具体情况理解上述术语在实施例中的具体含义。
48.除非另有明确的规定和限定，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触，或第一和第二特征通过中间媒介间接接触。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，或仅仅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触，或第一和第二特征通过中间媒介间接接触。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，或仅仅表示第一特征水平高度小于第二特征。
49.描述所用术语“一个具体实施例”意指结合该实施例或示例描述的具体特征、结构、材料或者特点包含于本技术的至少一个实施例或示例中。在本说明书中，对上述术语的示意性表述不必须针对的是相同的实施例或示例。而且，描述的具体特征、结构、材料或者特点可以在任一个或多个实施例或示例中以合适的方式结合。此外，在不相互矛盾的情况下，本领域的技术人员可以将本说明书中描述的不同实施例或示例以及不同实施例或示例的特征进行结合和组合。
50.参考图1，本技术的一个具体实施例提出了一种旋风热解炉，所述旋风热解炉1立于基础之上，其呈圆柱形且两端直径渐缩并分别开口，上部开口为热解炉顶部缩口101，下部开口为半焦出口103。热解炉顶部缩口101设煤粉燃烧器102，旋风热解炉1炉壁中上部且近煤粉燃烧器102的位置设煤粉进管104。旋风热解炉1炉腔的上部空间为燃烧反应室106，所述上部空间具体为煤粉燃烧器102和煤粉进管104之间的区域空间，燃烧反应室106包括上部的燃烧室扩径段1061和下部的燃烧室直段1062。
51.旋风热解炉1炉壁中下部开设粗热解气出口105，煤粉进管104和粗热解气出口105之间的炉壁内接有呈漏斗形的热解炉缩口件107。热解炉缩口件107位于旋风热解炉1的中下部位置，其将热解炉炉腔空间分隔为连通的处于旋风热解炉1中下部的热解反应区域108及下部的热解炉气焦分离室109。所述热解反应区域108具体为煤粉进管104和热解炉缩口件107之间的炉腔空间，热解炉气焦分离室109具体为热解炉缩口件107及半焦出口103之间的炉腔空间。
52.参考图2至图4，本技术的一个具体实施例提出了一种旋风热解炉，所述煤粉燃烧器102包括中空的煤粉燃烧器进煤管1021、煤粉燃烧器上部直筒1022、煤粉燃烧器中部变径段1023及煤粉燃烧器下部直筒1024。两个煤粉燃烧器进煤管1021以煤粉燃烧器上部直筒1022左右对称布置，并以斜向下的方式与煤粉燃烧器上部直筒1022相连通。煤粉燃烧器中部变径段1023为上小下大的方圆节。煤粉燃烧器上部直筒1022依次与煤粉燃烧器中部变径段1023和煤粉燃烧器下部直筒1024连通。所述煤粉燃烧器中部变径段1023外壁与支座1025连接，所述支座1025与旋风热解炉1顶部缩口抵接并靠近热解炉水冷壁52。
53.所述煤粉燃烧器上部直筒1022、煤粉燃烧器中部变径段1023和煤粉燃烧器下部直筒1024的中空管道由轴心向外依次布置有燃气进管1026、第一冷却层1027、氧气层1028。所述氧气层1028为环形管道并紧靠煤粉燃烧器上部直筒1022、煤粉燃烧器中部变径段1023及
煤粉燃烧器下部直筒1024的内壁。所述第一冷却层1027顶部于燃气进管1026两侧开设有冷却水进口10271和冷却水出口10272，第一冷却层1027底部设水冷盘管10273。在煤粉燃烧器下部直筒1024端部布置有第一旋流叶片10241，在氧气层1028端部布置有第二旋流叶片10281。
54.参考图1、图5至图9，本技术的一个具体实施例提出了一种旋风热解炉，所述煤粉进管104横截面为长方形，煤粉进管104与旋风热解炉1炉壁切向相接。所述燃烧反应室106的炉壁结构由内向外依次为热解炉内衬51、热解炉水冷壁52、热解炉壁板53及热解炉外保温层54。所述热解反应区域108的炉壁结构由内向外依次为热解炉内衬51、热解炉壁板53及热解炉外保温层54。所述漏斗形的热解炉缩口件107包括上部的上大下小的大小头和下部的直通段，热解炉缩口件107的结构为热解炉壁板53内外两侧被热解炉内衬51所包围。
55.参考图2、图6和图10，本技术的一个具体实施例提出了一种旋风热解炉，所述旋风热解炉1炉体直径为d0，燃烧器外径为d1，粗热解气出口直径为d2，热解炉缩口段的直通段的直径为d3，半焦出口直径为d4，热解反应区域108高度为h，燃烧室扩径段1061高度为h1，燃烧室直段1062高度为h2，煤粉进管104高度为h3，煤粉进管104宽度为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。
56.参考图11，本技术的一个具体实施例提出了一种基于上述旋风热解炉的煤热解气化系统，包括依次连接的旋风热解炉1、返料器2、半焦输送室3及旋风气化炉4，原料煤于旋风热解炉1中热解产生高温半焦和粗热解气，高温半焦依次通过返料器2和半焦输送室3，后被切向送入旋风气化炉4。
57.所述旋风热解炉1产生的粗热解气送入依次连接的热解侧余热回收装置11、热解侧高温除尘器12、热解侧喷淋塔13、电捕焦油器15、热解侧煤气风机16和热解侧煤气柜17，热解侧喷淋塔13和电捕焦油器15分别与焦油池14相连。所述旋风热解炉1所需的原料煤由制粉器18提供，制粉器18分别与煤粉燃烧器102和煤粉进管104相连，热解侧煤气风机16在克服热解气运动阻力的同时为原料煤的输送提供动力。
58.高温半焦在旋风气化炉4中气化产生粗气化气，粗气化气后被送入依次连接的气化侧余热回收装置41、气化侧粉尘处理装置42、气化侧喷淋塔43、气化侧煤气风机44及气化侧煤气柜45，气化侧喷淋塔43底部与循环水池46相连。所述气化侧余热回收装置41包括气化侧高温段余热回收装置411和气化侧低温段余热回收装置412。
59.参考图12，本技术的一个具体实施例提出了一种基于上述旋风热解炉的煤热解气化系统，包括依次连接的至少两个旋风热解炉1、一个半焦输送室3及至少两个旋风气化炉4。图12示意了三个旋风热解炉1分别通过返料器2与半焦输送室3连接，半焦输送室3再通过半焦进管32分别与三个旋风气化炉4连接，进而三个旋风热解炉1组成旋风热解炉阵列，三个旋风气化炉4组成旋风气化炉阵列。
60.参考图13，本技术的一个具体实施例提出了一种基于上述旋风热解炉的煤热解气化系统，所述返料器2包括立管21和返料管22，旋风热解炉1的半焦出口103与返料器2的立管21相连通，返料器2的返料管22与半焦输送室3的下部连通。所述半焦输送室3的底部设有布风板31，半焦输送室3的上部通过半焦进管32与旋风气化炉4连通。
61.参考图13至图16，本技术的一个具体实施例提出了一种适用于上述煤热解气化系
统的旋风气化炉，所述半焦进管32与旋风气化炉4炉壁切向连接。所述旋风气化炉4内处于中下部位置内接有呈漏斗形的气化炉缩口件401，气化炉缩口件401将气化炉炉腔分隔为上下连通的气化反应室402和熔渣急冷室403。所述气化反应室402顶部与半焦进管32相连通，气化反应室402中上部且位于半焦进管32的下方由上向下依次设有水蒸气喷嘴4021和氧气喷嘴4022。所述熔渣急冷室403中上部炉壁开设粗气化气出口4031，所述熔渣急冷室403中下部炉壁内设气化炉冷却件4032。
62.所述水蒸气喷嘴4021优选设置为两组，即第一水蒸气喷嘴40211和第二水蒸气喷嘴40212，两组水蒸气喷嘴4021沿旋风气化炉4炉壁圆周方向相对180
°
布置，并与旋风气化炉4炉壁切向相连通。类似的，所述氧气喷嘴4022优选也设置为两组，即第一氧气喷嘴40221和第二氧气喷嘴40222，两组氧气喷嘴4022沿旋风气化炉4炉壁圆周方向相对180
°
布置，并与旋风气化炉4炉壁切向相连通。
63.参考图17至图20，本技术的一个具体实施例提出了一种旋风气化炉，所述气化反应室402壁面结构由内向外依次为气化炉内衬55、气化炉水冷壁56、气化炉壁板57及气化炉外保温层58。所述熔渣急冷室403壁面结构由内向外依次为气化炉内衬55、气化炉壁板57及气化炉外保温层58。
64.所述水蒸气喷嘴4021和氧气喷嘴4022具体结构类似，水蒸气喷嘴4021和氧气喷嘴4022的横截面均为长方形。下面以水蒸气喷嘴4021为例，说明喷嘴的具体结构以及其与气化炉炉体的连接关系。水蒸气喷嘴4021壁面结构由内向外依次为气化炉内衬55、气化炉壁板57及气化炉外保温层58。在水蒸气喷嘴4021进口与旋风气化炉4炉壁相连接的位置还布置有与水蒸气喷嘴4021进口壁面平行的气化炉水冷壁56，整体表现为水蒸气喷嘴4021有一小段深入旋风气化炉4炉腔，且在该一小段布置有气化炉水冷壁56。
65.参考图21和图22，本技术的一个具体实施例提出了一种旋风气化炉，所述漏斗形的气化炉缩口件401包括上部的上大下小的大小头和下部的直通段，气化炉缩口件401结构为气化炉水冷壁56内外被气化炉内衬55所包围。优选的，气化炉缩口件401内的气化炉水冷壁56与气化反应室402炉壁内的气化炉水冷壁56相连通。
66.参考图14、图16、图20、图22，本技术的一个具体实施例提出了一种旋风气化炉，旋风气化炉4炉体直径为d0，气化炉缩口件401直通段直径为d1，粗气化气出口4031直径为d2，气化反应室402高度为h，半焦进管32高度为h1，半焦进管32宽度为n，水蒸气喷嘴4021和氧气喷嘴4022进口高度为b宽度为a，两个水蒸气喷嘴4021、两个氧气喷嘴4022之间中心距离为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.本技术一个具体实施例提出的基于上述旋风热解炉的热解和气化工艺为：部分粉煤a在粉煤输送气q的输送下进入煤粉燃烧器进煤管1021，煤粉气流在旋流叶片的作用下以螺旋形式进入燃烧反应室106；氧气b从氧气层1028进入煤粉燃烧器102，氧气在旋流叶片的作用下同样以螺旋形式进入燃烧反应室106；经过旋流叶片的煤粉气流以及氧气气流的流速为20m/s-30m/s。天然气r从燃气进管1026进入燃烧反应室106作为热解炉启动的点火。粉煤a和氧气b于燃烧反应室106中接触并燃烧，产生螺旋向下运动的高温烟气。冷却用的除氧水g从冷却水进口10271进入第一冷却层1027，而后在水冷盘管10273中进行换热，换热后的水蒸气c从第一冷却层1027的冷却水出口10272流出。燃烧反应室106炉壁布置的热解炉
水冷壁52吸收煤燃烧产生的高温烟气的部分热量，保证烟气温度处于灰熔点以下。
68.余下部分粉煤a在粉煤输送气q以40m/s-60m/s的流速下输送，通过煤粉进管104以切向方式进入热解反应区域108，其与燃烧反应室106产生的高温烟气混合，高温烟气作为粉煤a的热解热源，粉煤a热解产生含有气态焦油的粗热解气和半焦。热解反应区域108为绝热炉膛，不设热解炉水冷壁52。旋风热解炉1运行温度550℃-650℃，压力1bar-30bar。旋风热解炉1的设计温度为焦油产率最大条件下对应的温度，具体运行温度根据煤种而微调。
69.热解反应产生的含有气态焦油的粗热解气和高温半焦通过热解炉缩口件107进入热解炉气焦分离室109，高温半焦d在重力的作用下通过半焦出口103离开旋风热解炉1，粗热解气e通过粗热解气出口105离开旋风热解炉1。粗热解气e后经过依次连接的热解侧余热回收装置11、热解侧高温除尘器12、热解侧喷淋塔13、电捕焦油器15、热解侧煤气风机16和热解侧煤气柜17依次进行余热回收、除尘、冷却、焦油回收、输送及储存，最终变为净热解气q。
70.所述热解侧余热回收装置11为余热锅炉，热端为温度为550℃-650℃的粗热解气e，热端出口为380℃-450℃的热解气，冷端进口为除氧水g，冷端出口为水蒸气c。所述热解侧高温除尘器12为本公司自研设备，具体结构详见cn112156900b，运行温度为380℃-450℃。热解侧喷淋塔13为水喷淋塔，来自热解侧高温除尘器12的热解气经过热解侧喷淋塔13喷淋冷却后温度降低为20℃-40℃。来自热解侧煤气风机16的净热解气q一部分作为输送粉煤a的输送介质。热解侧喷淋塔13和电捕焦油器15还跟焦油池14相连，热解侧喷淋塔13和电捕焦油器15捕集得到的含水焦油n进入焦油池14。在热解侧高温除尘器12处收集得到粉尘m。
71.高温半焦d后进入返料器2的立管21中，并在返料器2的输送下通过返料管22进入半焦输送室3。半焦输送室3中的高温半焦d由布风板31通入的升温后的净气化气k气力输送，通过半焦进管32切向进入到旋风气化炉4。高温半焦d切向进入旋风气化炉4中，首先与来自水蒸气喷嘴4021的水蒸气c混合，然后再与来自氧气喷嘴4022的氧气b混合，混合物于气化反应室402内发生气化反应生成粗气化气及液态渣，粗气化气及液态渣通过气化炉缩口件401进入熔渣急冷室403，在冷却件4032的冷却下，液态渣降温后变为固态渣，降温后的粗气化气f从粗气化气出口4031离开旋风气化炉4，固态气化渣从底部排出。
72.半焦进管32中气流速度为40m/s-60m/s，氧气和水蒸气喷嘴气流速度为70m/s-100m/s。旋风气化炉4运行温度1200℃-1700℃，压力1bar-30bar，旋风热解炉1压力略高于旋风气化炉4，以保证立管21内部存在料封，避免旋风热解炉1和旋风气化炉4形成气体短路。旋风气化炉4运行温度比灰渣熔融温度高200℃-300℃，运行具体温度视灰渣性质而定。在旋风气化炉4的气化反应室402炉壁内布设的气化炉水冷壁56的进口通入除氧水g，出口送出水蒸气c。被气化炉冷却件4032冷却后的粗气化气f温度为850℃-950℃。优选的，所述旋风气化炉氧半焦比为0.5m3/kg-0.8m3/kg,蒸汽半焦比小于等于0.5kg/kg。
73.粗气化气f经过依次连接的气化侧余热回收装置41、气化侧粉尘处理装置42、气化侧喷淋塔43、气化侧煤气风机44及气化侧煤气柜45，依次进行余热回收、除尘、冷却、输送及储存，最终变为净气化气k。所述气化侧余热回收装置41为多级余热锅炉，包括气化侧高温段余热回收装置411和气化侧低温段余热回收装置412。气化侧高温段余热回收装置411热端进口为温度为850℃-950℃的粗气化气f，热端出口为500℃-850℃的气化气,冷端进口为
净气化气k，冷端出口为升温后的净气化气k。优选的，冷端出口与高温半焦d的温度一致。气化侧低温段余热回收装置412热端进口为500℃-850℃的气化气,热端出口为180℃-250℃的气化气，冷端进口为除氧水g，冷端出口为水蒸气c。气化侧粉尘处理装置42为袋式除尘器，运行温度为180℃-250℃。气化侧喷淋塔43为水喷淋塔，自气化侧粉尘处理装置42的气化气经过气化侧喷淋塔43喷淋冷却后温度降低为20℃-40℃。气化侧喷淋塔43底部连接有循环水池46，来自气化侧喷淋塔43的液态水p进入循环水池46。在气化侧粉尘处理装置42处收集得到粉尘m。
74.本技术的旋风热解炉的有益效果及其对应的原理：第一，本技术的旋风热解炉1将燃烧和热解集成于一个炉内，有利于系统的模块化，有效避免了高温气体输送困难的问题，进而能实现高温加热烟气和煤的均匀混合，保证煤充分热解。同时，本请的燃烧反应室106和热解反应区域108在炉内又相对独立，可以保证供给炉内的氧气全部在燃烧反应室106消耗殆尽，避免其与热解反应区域108的煤粉接触。煤与氧气的反应先后经历挥发分析出、气体产物燃烧及焦炭燃烧过程。本技术热解反应的核心目标之一是产出焦油，焦油产生于煤的挥发分析出过程，一旦接触到氧气，焦油就会优先焦炭与氧气反应，那么氧气的混入极易导致焦油产量的降低。本技术分区设置热解反应区域108和燃烧反应室106，部分煤粉在燃烧反应室106与氧气发生燃烧反应，消耗掉氧气并产生大量烟气，高温烟气再与进入热解反应区域108的粉煤混合并为其提供热解热源。
75.第二，本技术所述的旋风热解炉1热源为高温烟气，通过在煤粉燃烧器102内部设置旋流叶片，同时煤粉进管104被高速（40m/s-60m/s）粉煤输送气q携带从切向方向进入旋风热解炉1中，进入旋风热解炉1的气固混合物在炉内产生螺旋向下的气流，螺旋气流卷吸热解反应区域108产生的高温烟气，保证燃烧反应室106和热解反应区域108内的烟气为螺旋向下运动，最终实现高温加热烟气和煤的均匀混合，具体效果如图23所示。本技术旋风热解炉1没有采用如背景技术cn103992824b这类，以高温气化气为热解热源的方案，原因是高温气化气与热解气合二为一后，对尾端净化工艺不利，且高温气化气的输送困难成本高。
76.第三，本技术在煤粉燃烧器进煤管1021及氧气层1028附近分别布置有水冷的第一冷却层1027和水冷盘管10273，以防高温烟气回流烧坏煤粉燃烧器102的相关部件。在燃烧反应室106布置有热解炉水冷壁52，用以吸收高温烟气的部分热量，保证烟气温度处于灰熔点以下，避免液态渣出现，液态渣一旦产生就会与来自煤粉进管104的粉煤混合结焦，不利于后续反应。
77.第四，本技术所述的热解炉气焦分离室109与热解反应区域108相对独立，两者通过热解炉缩口件107分隔，从而最大限度的避免了粗热解气出口105对热解反应区域108内部的螺旋气流场的破坏。
78.第五，本技术所述的旋风热解炉1通过特定的结构参数，来保证煤在炉内的停留时间，实现充分热解的目的。具体来讲，筒体直径d0依热解炉煤的处理量而定，待处理的煤越多，直径越大。燃烧器外径d1、燃烧反应室扩径段高度h1及燃烧反应室直段高度h2决定了燃烧反应室内煤能否充分燃烧和燃烧产生的烟气是否存在流动死区，本技术限定的结构参数能够保证煤在燃烧反应室充分燃烧并确保燃烧产生的烟气不存在流动死区。热解炉缩口段底部直径d3，半焦出口直径d4，根据具体半焦产量而定，以保证半焦顺利运动、不搭桥。粗热解气出口直径d2依热解气产量而定，以保证气体流速＜30m/s为宜。热解反应区域高度h主
要决定了用于热解的煤在炉内的停留时间，h越大，气流螺旋运动的路径越长，固体被气体携带运动的路径也越长，但热解反应区域高度大到一定程度后，螺旋运动气流螺旋趋势越来越弱。煤粉进管104高度h3，煤粉进管104宽度l，决定了煤粉进入炉内运动形态，优选从热解炉切向贴边进入，因此优选为较大的进口高度，较小的进口宽度。
79.本技术旋风气化炉的有益效果及其对应的原理：第一，本技术所述的旋风气化炉4炉内气流处于螺旋运动的动力场结构状态，其通过半焦输送室3将高温半焦以高速切向方式送入旋风气化炉4，螺旋运动的动力场结构利于气固的充分混合、增加了固体停留时间，具体效果如图24所示。本技术采用半焦输送室3来解决高温半焦输送难的问题，高温半焦通过返料器2输送到半焦输送室3，在半焦输送室3底部设置布风板31，在半焦输送室3顶部连接有半焦进管32。进入半焦输送室3的高温半焦通过升温后的净气化气输送进入旋风气化炉4，通过合理的设置半焦进管32的截面，进而容易地调节进入旋风气化炉4的气体流速。
80.第二，本技术的旋风气化炉4的水蒸气喷嘴4021、氧气喷嘴4022分级切向布置，水蒸气喷嘴4021位于氧气喷嘴4022的上方，因旋风气化炉4采用液态排渣形式，容积热负荷很高，上述布设方式的水蒸气起到气化剂和降温的双重作用，避免局部温度过高造成炉内衬失效，同时还能维持旋风气化炉4内合理的动力场结构。
81.第三，在水蒸气喷嘴4021、氧气喷嘴4022进口与气化炉筒壁相连接的位置还布置有与进口壁面平行的水冷壁，氧气/水蒸气喷嘴有一小段深入旋风气化炉4的内部。氧气/水蒸气喷嘴处于高温区，易受到火焰的强烈辐射而急剧氧化造成局部温度过高，通过深入气化炉内部与喷嘴段平行布置的水冷壁吸收部分热量，起到冷却保护喷嘴的作用。
82.第四，本技术所述的气化反应室402与熔渣急冷室403相对独立，两者通过气化炉缩口件401隔开，从而最大限度的避免了粗气化气出口4031对气化反应室402内部的螺旋运动气流的破坏。
83.第五，本技术所述的气化反应室402及气化炉缩口件401被水冷壁所包裹，且气化炉缩口件401内部水冷壁与气化反应室402内部水冷壁整体连接成一体。本技术旋风气化炉4采用液态排渣形式，容积热负荷很高，炉膛内温度高，采用水冷壁的结构形式，可以起到“以渣抗渣”的技术效果，保护炉内衬。
84.第六，本技术所述的旋风气化炉4通过特定的结构参数，来保证煤在旋风气化炉4内的停留时间，实现充分气化的目的。具体来讲，筒体直径为d0依进入旋风气化炉4中的半焦的量而定，待处理的半焦越多，直径越大。粗气化气出口直径d2依气化气产量而定，保证气体流速＜30m/s为宜。气化反应区域高度为h主要决定了半焦在炉内的停留时间，h越大，气流螺旋运动的路径越长，固体被气体携带运动的路径也越长,但气化反应区域高度大到一定程度后，螺旋运动气流螺旋趋势越来越弱。气化炉缩口件底部直径具体以液态渣产量而定，以保证液态渣顺利运动、不搭桥为宜。半焦进管横截面的高度h1宽度n，决定了半焦进入炉内运动形态，优选从气化炉切向贴边进入，因此优选较大的进口高度，较小的进口宽度。氧气/水蒸气喷嘴进口高度b宽度a，决定了气化剂进入炉内运动形态，优选从气化炉切向进入，因此优选为较大的进口高度，较小的进口宽度。两个氧气/水蒸气喷嘴之间中心距为h2，h2优选比d0小，原因在于氧气/水蒸气喷嘴气体流速为70m/s-100m/s，流速很高，若是直接贴边进入气化炉会对气化炉炉内衬造成严重的冲刷。
85.实施例1
0.6t/h粉煤a在粉煤输送气q（120m3/h）的输送下进入煤粉燃烧器进煤管1021，进一步在旋流叶片的作用下以螺旋的气流结构进入燃烧反应室106，920m3/h氧气b从氧气层1028进入煤粉燃烧器102并在旋流叶片的作用下以螺旋的气流结构进入燃烧反应室106，经过旋流叶片的气体（包括粉煤输送气及氧气）流速为20m/s。粉煤a和氧气b接触燃烧，并产生大量螺旋运动的高温烟气。8t/h粉煤a在粉煤输送气q（2700m3/h）以气体流速为40m/s的输送下通过煤粉进管104以切向进入的方式进入热解反应区域108，其与燃烧反应室106产生的大量高温烟气混合，高温烟气作为粉煤a的热解热源，在热解反应区域108中粉煤a热解并产生含有气态焦油的粗热解气和半焦。旋风热解炉1运行温度600℃，压力1.2bar。旋风热解炉1的设计温度为焦油产率最大条件下对应的温度。
86.热解反应产生的含有气态焦油的粗热解气和高温半焦通过热解炉缩口件107进入热解炉气焦分离室109，后高温半焦d在重力的作用下通过半焦出口103离开旋风热解炉1，粗热解气e通过粗热解气出口105离开旋风热解炉1。粗热解气流量为6458nm3/h，温度为600℃；半焦量为4.8t/h，温度为600℃。
87.从粗热解气出口105通出的粗热解气e经过依次连接的热解侧余热回收装置11，热解侧高温除尘器12，热解侧喷淋塔13，电捕焦油器15，热解侧煤气风机16和热解侧煤气柜17依次进行余热回收、除尘、冷却、焦油回收、输送及储存并最终变为净热解气q。所述热解侧余热回收装置11为余热锅炉，热端为温度为600℃的粗热解气e，热端出口为380℃的热解气，冷端进口为除氧水g，冷端出口为水蒸气c。所述热解侧高温除尘器12为本公司自研设备，具体结构详见cn112156900b，运行温度为380℃。热解侧喷淋塔13为水喷淋塔，自热解侧高温除尘器12的热解气经过热解侧喷淋塔13喷淋冷却后温度降低为40℃。经过热解气侧净化处理最终得到焦油0.96t/h，净煤气2870m3/h。
88.4.8t/h高温半焦d通过返料管22进入半焦输送室3内，后在来自布风板21的升温后的净气化气k（7200m3/h，600℃）的气力输送作用下通过半焦进管32进入到旋风气化炉4中。进入到旋风气化炉4中的高温半焦d首先与来自水蒸气喷嘴4021的水蒸气c(流量1.4t/h)混合然后再与来自氧气喷嘴4022的氧气b(流量3365m3/h)混合，并在水蒸气c和氧气b的作用下在气化反应室402内发生气化反应，生成粗气化气及液态渣，粗气化气及液态渣通过气化炉缩口件401进入熔渣急冷室403内，在来自冷却件4032的冷却下，液态渣温度降低后变为固态渣，降温后的粗气化气f从粗气化气出口4031离开旋风气化炉4，固态气化渣从底部开孔离开旋风气化炉4。
89.半焦进管32气体流速为40m/s，氧气/水蒸气喷嘴气体流速为70m/s，旋风气化炉4运行温度1500℃，压力1bar，旋风热解炉1设计压力略高于旋风气化炉4，以保证立管21内部存在料封，避免旋风热解炉1和旋风气化炉4形成气体短路。在旋风气化炉4的气化反应室402室壁内布设的气化炉水冷壁56，气化炉水冷壁56的进口通入除氧水g，出口送出水蒸气c。被气化炉冷却件4032冷却后的粗气化气f温度为900℃,流量为51482m3/h。
90.粗气化气f经过依次连接的气化侧余热回收装置41、气化侧粉尘处理装置42、气化侧喷淋塔43、气化侧煤气风机44及气化侧煤气柜45依次进行余热回收、除尘、冷却、输送及储存并最终变为净气化气k。
91.所述气化侧余热回收装置41为多级余热锅炉，包括气化侧高温段余热回收装置411和气化侧低温段余热回收装置412。气化侧高温段余热回收装置411热端进口为温度为
900℃的粗气化气f，热端出口为810℃的气化气,冷端进口为净气化气k，冷端出口为升温后的净气化气k，冷端出口为600℃。气化侧低温段余热回收装置412热端进口为810℃的气化气,热端出口为200℃的气化气，冷端进口为除氧水g，冷端出口为水蒸气c。气化侧粉尘处理装置42为袋式除尘器，运行温度为200℃。气化侧喷淋塔43为水喷淋塔，自气化侧粉尘处理装置42的气化气经过气化侧喷淋塔43喷淋冷却后温度降低为40℃。气化侧喷淋塔43底部还跟循环水池46相连，来自气化侧喷淋塔43的液态水p进入循环水池46。在气化侧粉尘处理装置42处收集得到粉尘m。最终得到的净气化气k流量为10781m3/h。净气化气k中的co+h2含量＞90%。
92.本技术的旋风热解炉1筒体直径为d0，燃烧器外径为d1，粗热解气出口直径为d2，热解炉缩口段底部直径为d3，半焦出口直径为d4，热解反应区域108高度为h，燃烧室扩径段1061高度为h1，燃烧室直段1062高度为h2，煤粉进管104高度为h3，煤粉进管104宽度为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.本技术的旋风气化炉4炉体直径为d0，气化炉缩口件401底部直径为d1，粗气化气出口4031直径为d2，气化反应室402高度为h，半焦进管32高度为h1，半焦进管32宽度为n，两个水蒸气喷嘴4021、两个氧气喷嘴4022之间中心距离为h2，其中，d0=2.5m,d1=600mm，d2=1m，h=10m，h1=0.5m，n=0.1m，h2=2m。
94.实施例2单个旋风热解炉和旋风气化炉的结构尺寸及处理量与实施例1相同。现用于热解的煤量为24t/h，采用3个旋风热解炉+1个半焦输送室+3个旋风气化炉的组合形式。
95.1.8t/h粉煤a分三路在粉煤输送气q（每路120m3/h）的输送下进入每个旋风热解炉的煤粉燃烧器进煤管1021，进一步在旋流叶片的作用下以螺旋的气流结构进入燃烧反应室106，920m3/h氧气b从氧气层1028进入煤粉燃烧器102并在旋流叶片的作用下以螺旋的气流结构进入燃烧反应室106，经过旋流叶片的气体（包括粉煤输送气及氧气）流速为20m/s。粉煤a和氧气b接触燃烧，并产生大量螺旋运动的高温烟气。24t/h粉煤a分为三路在粉煤输送气q（每路2700m3/h）以气体流速为40m/s的输送下通过煤粉进管104以切向进入的方式进入每个旋风热解炉的热解反应区域108，其与燃烧反应室106产生的大量高温烟气混合，高温烟气作为粉煤a的热解热源，在热解反应区域108中粉煤a热解并产生含有气态焦油的粗热解气和半焦。旋风热解炉1运行温度600℃，压力1.2bar。旋风热解炉1的设计温度为焦油产率最大条件下对应的温度。
96.热解反应产生的含有气态焦油的粗热解气和高温半焦通过热解炉缩口件107进入热解炉气焦分离室109，后高温半焦d在重力的作用下通过半焦出口103离开旋风热解炉1，粗热解气e通过粗热解气出口105离开旋风热解炉1。每路粗热解气流量为6458nm3/h，温度为600℃；每路半焦量为4.8t/h，温度为600℃。
97.从粗热解气出口105通出的粗热解气e合并为一路后经过依次连接的热解侧余热回收装置11，热解侧高温除尘器12，热解侧喷淋塔13，电捕焦油器15，热解侧煤气风机16和热解侧煤气柜17依次进行余热回收、除尘、冷却、焦油回收、输送及储存并最终变为净热解气q。所述热解侧余热回收装置11为余热锅炉，热端为温度为600℃的粗热解气e，热端出口为380℃的热解气，冷端进口为除氧水g，冷端出口为水蒸气c。所述热解侧高温除尘器12为本公司自研设备，具体结构详见cn112156900b，运行温度为380℃。热解侧喷淋塔13为水喷
淋塔，自热解侧高温除尘器12的热解气经过热解侧喷淋塔13喷淋冷却后温度降低为40℃。经过热解气侧净化处理最终得到焦油2.88t/h，净煤气8610m3/h。
98.每路4.8t/h高温半焦d通过返料管22进入半焦输送室3内，进入半焦输送室3的总量为14.4t/h,后在来自布风板21的升温后的净气化气k（21600m3/h，600℃）的气力输送作用下通过半焦进管32分三路进入到三个旋风气化炉4中，每个旋风气化炉半焦进入量为4.8t/h。每路进入到旋风气化炉4中的高温半焦d首先与来自水蒸气喷嘴4021的水蒸气c(单路，流量1.4t/h)混合然后再与来自氧气喷嘴4022的氧气b(单路，流量3365m3/h)混合，并在水蒸气c和氧气b的作用下在气化反应室402内发生气化反应，生成粗气化气及液态渣，粗气化气及液态渣通过气化炉缩口件401进入熔渣急冷室403内，在来自冷却件4032的冷却下，液态渣温度降低后变为固态渣，降温后的粗气化气f从粗气化气出口4031离开旋风气化炉4，固态气化渣从底部开孔离开旋风气化炉4。
99.半焦进管32气体流速为40m/s，氧气/水蒸气喷嘴气体流速为70m/s，旋风气化炉4运行温度1500℃，压力1bar，旋风热解炉1设计压力略高于旋风气化炉4，以保证立管21内部存在料封，避免旋风热解炉1和旋风气化炉4形成气体短路。在旋风气化炉4的气化反应室402室壁内布设的气化炉水冷壁56，气化炉水冷壁56的进口通入除氧水g，出口送出水蒸气c。每路被气化炉冷却件4032冷却后的粗气化气f温度为900℃,流量为51482m3/h。
100.粗气化气f合流后总气量为154446m3/h，经过依次连接的气化侧余热回收装置41、气化侧粉尘处理装置42、气化侧喷淋塔43、气化侧煤气风机44及气化侧煤气柜45依次进行余热回收、除尘、冷却、输送及储存并最终变为净气化气k。
101.所述气化侧余热回收装置41为多级余热锅炉，包括气化侧高温段余热回收装置411和气化侧低温段余热回收装置412。气化侧高温段余热回收装置411热端进口为温度为900℃的粗气化气f，热端出口为810℃的气化气,冷端进口为净气化气k，冷端出口为升温后的净气化气k，冷端出口为600℃。气化侧低温段余热回收装置412热端进口为810℃的气化气,热端出口为200℃的气化气，冷端进口为除氧水g，冷端出口为水蒸气c。气化侧粉尘处理装置42为袋式除尘器，运行温度为200℃。气化侧喷淋塔43为水喷淋塔，自气化侧粉尘处理装置42的气化气经过气化侧喷淋塔43喷淋冷却后温度降低为40℃。气化侧喷淋塔43底部还跟循环水池46相连，来自气化侧喷淋塔43的液态水p进入循环水池46。在气化侧粉尘处理装置42处收集得到粉尘m。最终得到的净气化气k流量为32343m3/h。净气化气k中的co+h2含量＞90%。
102.本技术的旋风热解炉1及旋风气化炉4结构尺寸参照实施例1。
103.尽管上面已经示出和描述了本技术的实施例，可以理解的是，上述实施例是示例性的，不能理解为对本技术的限制。在不脱离本技术精神和范围的前提下，本技术还会有各种变化和改进，这些变化和改进都落入要求保护的本技术范围内。
技术特征：
1.旋风热解炉，圆柱形的旋风热解炉（1）立于基础之上，其两端直径渐缩且其两端部分别开口为上端的热解炉顶部缩口（101）和下端的半焦出口（103），其特征在于：热解炉顶部缩口（101）设煤粉燃烧器（102），煤粉燃烧器（102）包括依次连通的煤粉燃烧器上部直筒（1022）、煤粉燃烧器中部变径段（1023）和煤粉燃烧器下部直筒（1024），三者连通形成的中空管道由轴心向外依次布置有燃气进管（1026）、第一冷却层（1027）、氧气层（1028），煤粉燃烧器（102）还包括至少两个均布于煤粉燃烧器上部直筒（1022）周围的煤粉燃烧器进煤管（1021），煤粉燃烧器进煤管（1021）斜向下与煤粉燃烧器上部直筒（1022）连通；旋风热解炉（1）炉壁的中上部近煤粉燃烧器（102）设煤粉进管（104），旋风热解炉（1）炉壁的中下部开设粗热解气出口（105），所述煤粉进管（104）与旋风热解炉（1）炉壁切向连通，煤粉进管（104）和粗热解气出口（105）之间的炉壁内接有漏斗形的热解炉缩口件（107），所述煤粉燃烧器（102）与煤粉进管（104）之间的炉内空间为燃烧反应室（106），炉内的余下空间由热解炉缩口件（107）分隔为上下连通的处于旋风热解炉（1）中下部的热解反应区域（108）和下部的热解炉气焦分离室（109）。2.根据权利要求1所述的旋风热解炉，其特征在于：所述第一冷却层（1027）处于炉内的端部设水冷盘管（10273），煤粉燃烧器下部直筒（1024）处于炉内的端部布设有第一旋流叶片（10241），氧气层（1028）端部布设有第二旋流叶片（10281），第一旋流叶片（10241）、第二旋流叶片（10281）和水冷盘管（10273）底端高度相当，且低于燃气进管（1026）底端的高度。3.根据权利要求2所述的旋风热解炉，其特征在于：所述煤粉燃烧器中部变径段（1023）为上小下大的方圆节，其外壁与支座（1025）连接，支座（1025）与旋风热解炉（1）顶部缩口抵接并靠近热解炉水冷壁（52）；氧气层（1028）为环形管道并紧靠煤粉燃烧器上部直筒（1022）、煤粉燃烧器中部变径段（1023）和煤粉燃烧器下部直筒（1024）的内壁。4.根据权利要求1所述的旋风热解炉，其特征在于：所述煤粉进管（104）横截面为长方形；燃烧反应室（106）包括上部的燃烧室扩径段（1061）和下部的燃烧室直段（1062），燃烧反应室（106）的炉壁结构由内向外依次为热解炉内衬（51）、热解炉水冷壁（52）、热解炉壁板（53）及热解炉外保温层（54）；热解反应区域（108）的炉壁结构由内向外依次为热解炉内衬（51）、热解炉壁板（53）及热解炉外保温层（54）；漏斗形的热解炉缩口件（107）包括上部的上大下小的大小头和下部的直通段，热解炉缩口件（107）的结构为热解炉壁板（53）内外两侧被热解炉内衬（51）所包围。5.根据权利要求4所述的旋风热解炉，其特征在于：所述旋风热解炉（1）炉体直径为d0，煤粉燃烧器（102）外径为d1，粗热解气出口直径为d2，热解炉缩口件（107）直通段的直径为d3，半焦出口直径为d4，热解反应区域（108）高度为h，燃烧室扩径段（1061）高度为h1，燃烧室直段（1062）高度为h2，煤粉进管（104）高度为h3，煤粉进管（104）宽度为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.基于旋风热解炉的热解气化系统，其特征在于：旋风热解炉（1）、返料器（2）、半焦输送室（3）及旋风气化炉（4）依次连接，其中旋风热解炉（1）如权利要求1所述，旋风热解炉（1）和旋风气化炉（4）至少为两个，半焦输送室（3）为一个，进而组成阵列式热解炉和气化炉系统。7.根据权利要求6所述的基于旋风热解炉的热解气化系统，其特征在于：所述返料器
（2）包括立管（21）和返料管（22），旋风热解炉（1）的半焦出口（103）与返料器（2）的立管（21）相连通，返料管（22）与半焦输送室（3）的下部连通，半焦输送室（3）的底部设有布风板（31），半焦输送室（3）的上部通过半焦进管（32）与旋风气化炉（4）顶端连通，半焦进管（32）与旋风气化炉（4）炉壁切向相接。8.根据权利要求7所述的基于旋风热解炉的热解气化系统，其特征在于：所述旋风热解炉（1）依次连接热解侧余热回收装置（11）、热解侧高温除尘器（12）、热解侧喷淋塔（13）、电捕焦油器（15）、热解侧煤气风机（16）和热解侧煤气柜（17），旋风热解炉（1）所需的煤由制粉器（18）提供，热解侧煤气风机（16）为煤的输送提供动力；旋风气化炉（4）依次连接气化侧余热回收装置（41）、气化侧粉尘处理装置（42）、气化侧喷淋塔（43）、气化侧煤气风机（44）及气化侧煤气柜（45），所述气化侧余热回收装置（41）包括气化侧高温段余热回收装置（411）和气化侧低温段余热回收装置（412）。9.基于旋风热解炉的热解气化系统及工艺，其特征在于：所述热解气化系统如权利要求8所述，部分原料煤在净化热解气的输送下进入煤粉燃烧器进煤管（1021），后在旋流叶片的作用下以螺旋气流形式进入燃烧反应室（106），氧气从氧气层（1028）通入煤粉燃烧器（102）并在旋流叶片的作用下同样以螺旋气流形式进入燃烧反应室（106），经过旋流叶片的气流速度为20m/s-30m/s；余下部分的原料煤在输送气以流速为40m/s-60m/s的速度下通过煤粉进管（104）以切向方式送入热解反应区域（108），其与燃烧反应室（106）产生的高温烟气混合，高温烟气作为热解热源，旋风热解炉（1）运行温度550℃-650℃，压力1bar-30bar。10.根据权利要求9所述的基于旋风热解炉的热解气化系统及工艺，其特征在于：所述旋风热解炉（1）产生的高温半焦由返料器（2）进入半焦输送室（3），后以40m/s-60m/s的速度切向进入旋风气化炉（4），高温半焦依次与水蒸气、氧气混合，发生气化反应生成粗气化气及液态渣，粗气化气及液态渣通过气化炉缩口件（401）进入熔渣急冷室（403）降温，液态渣变为固态渣；所述水蒸气和氧气的气体流速为70m/s-100m/s，旋风气化炉（4）运行温度1200℃-1700℃，压力1bar-30bar，旋风热解炉（1）压力略高于旋风气化炉（4）；粗气化气经后续流程处理变为净气化气，部分净气化气回送于气化侧高温段余热回收装置（411）换热升温，升温后的净气化气再通至半焦输送室（3）的布风板（31）作为高温半焦的输送动力。
技术总结
本申请涉及一种旋风热解炉及基于其的热解气化系统及工艺，圆柱形的旋风热解炉两端直径渐缩；热解炉顶部缩口设煤粉燃烧器，热解炉炉壁中上部近煤粉燃烧器设煤粉进管，热解炉炉壁中下部开设粗热解气出口；热解炉炉顶与煤粉进管之间的炉腔空间为燃烧反应室；煤粉进管和粗热解气出口间的炉壁内接有热解炉缩口件，热解炉缩口件将炉腔内的空间分隔为连通的热解反应区域和热解炉气焦分离室。本申请的旋风热解炉能实现高温加热烟气和煤的均匀混合，保证煤充分热解；气化炉通过半焦输送室保证高温半焦以高速切向方式进入，维持气化炉内合理的动力场；阵列式的热解炉和气化炉利于系统的模块化及大型化。化及大型化。化及大型化。
