【技术实现步骤摘要】
本专利技术涉及一种改进的循环(即稳定)流化床反应堆，这种流化床反应堆具有两级，即一个循环流化床反应级和一个位于流化床下游的旋流反应级。本专利技术还涉及一种操作此反应堆运行的方法。尤其是，本专利技术涉及一种两级循环流化床反应堆，其中流化床反应室和旋流反应容器的尺寸被显著地减小了。本专利技术具有特殊的应用，尤其是可应用到绝热流化床燃烧器、流化床锅炉和压缩热空气发生器。在此以及在所属的
【技术保护点】
一种操作循环流化床燃烧反应堆运行的方法。包括：提供一包含在一粒状材料的流化床的基本上密封的燃烧反应堆。所述反应堆包括有一基本直立的燃烧室和一邻接所述燃烧室基本直立的并呈圆筒形的旋流燃烧容器，所述燃烧室和容器的上部区域通过一管道相连。而它 们的下部区域可运行地连接。所述容器的顶部有一个基本上与容器同轴的圆筒形排气管。将可烧物质供入所述燃烧室的装置。将第一股压缩气流通过所述燃烧室底部的一组开口以一定速度供入反应堆。所述气流速度足以使所述粒状材料和所述可燃物质以循环状态流 化，以便在所述燃烧室中燃烧所述可燃物质的一小部分。由此所述粒状料床材料的绝大部分、燃烧生成气和未燃的物质通过所述管道连续输送出所述的燃烧室并进入旋流燃烧容器。将第二股压缩气流通过所述容器的圆筒形内侧壁中的一组开口切向地送入反应堆，用以在 所述容器中旋流燃烧可燃物质的大部分，所述第二股气流被供入和所述容器被构成及被操作运行，以使在所述容器中产生的旋流（Ｓｗｉｒｌ）数至少为０．６左右和雷诺数至少为１８０００左右，以产生其中至少有一内部逆流区的扰动的旋流，由此增加其中的燃烧率， 允许反应堆中产生的燃烧...
【技术特征摘要】
US 1986-5-29 868055中，“绝热燃烧器”表示一种不含内部冷却装置的流化床燃烧器;而“锅炉”表示一种含有内部热吸收装置的流化床燃烧器，它可采取锅炉、过热器、蒸发器和/或节热器热交换表面的形式。绝热流化床燃烧器的温度通常是利用超出燃烧所需的化学计算量的压缩空气来控制的。另一方面，流化床锅炉需要非常少的过量空气，因此热吸收装置需设在流化床中。相反，流化床气化器利用少于化学计算量的空气。固体颗粒的流化床中的流态化状态主要取决于颗粒的直径和流化气体的速度。当流化气体以大于最小流化速度的较低的速度吹入时，颗粒的床处于“沸腾”状态。历来，术语“流化床”表示在沸腾状态中的运行。这种流态化模型一般的特征是较为致密的料床具有一本质特殊的上床表面，使得烟道气中输送或携带的料床颗粒(固体颗粒)较少，因此一般不需要对固体颗粒进行再循环。当流化气体以大于流化状态的较高速度吹入时，料床的上表面逐渐扩散而且携带的固体颗粒增加，因此为了保持料床中恒定的固体颗粒装载量，就有必要利用颗粒分离器(如旋风分离器)对固体颗粒进行再循环。固体颗粒携带量取决于流化气体的速度和高于产生携带的料床的距离。如果这个距离高于传送分离高度，则携带量保持恒定水平，似乎流化气体处于固体颗粒的饱和状态。如果流化气体速度增加到高于沸腾状态，那么料床就进入了“扰动”状态，并最终进入“稳定”即“循环”状态。如果在料床中保持一给定的固体颗粒装载量，并且将流化气体刚好增加到超过流化状态的速度，则料床的密度大幅度急骤下降。显然，如果要在料床中保持恒定的固体颗粒装载量，则固体颗粒的再循环或返回必须等于“饱和”状态下的携带量。当流化气体的速度低于上述使料床的密度急骤下降的速度时，固体颗粒以大大超过“饱和”携带量的速率返回到流化床，这对料床密度的影响并不显著。以超过饱和携带量的速率加到处于沸腾或扰动状态的流化床上的附加的固体颗粒将易于使包含有流化床的容器被连续地填高。而流化密度将基本保持恒定。然而当流化气体达到循环状态所需的较高速度时，流化密度变成一个标定的固体颗粒再循环率的函数。循环流化床能使得高速流化气体和大量的固体颗粒表面在每一单位料床体积中都彼此紧密地接触。此外，在循环流化床中，差速(即固体颗粒-流化气体的相对速度)比普通流化床要高。因此在从循环流化床燃烧器中排出的燃烧气体中，通常具有非常高的颗粒载量。在循环流化床燃烧器中发生的燃烧过程也通常较传统的流化床燃烧器要剧烈，并且具有较高的燃烧率。另外，在循环流化床中高的固体颗粒再循环率的结果是，温度实质上在遍及这种燃烧器的整个高度上都是均匀的。传统的循环流化床燃烧器工作时，气体表面速度高于流化床中等颗粒的临界速度的许多倍。因此，在排出燃烧器并进入下游旋风颗粒分离器的燃烧生成气中，具有非常高的颗粒载量。这种传统的旋风颗粒分离器的高度通常大约为其直径的三倍，因此，为从循环流化床燃烧器中去除所夹带的固体颗粒而被设计成具有大直径的分离器，通常相当高并相当笨重。这种大的耐高温的锥形旋风颗粒分离器占了传统的循环流化床燃烧系统的总费用的很大一部分。如上所述，虽然传统的循环流化床反应堆具有许多优点，但是要制造并维持这种为保持床处于流化状态而需要以所需的速率再循环所夹带的固体颗粒的极大的旋风颗粒(气体-固体颗粒)分离器，就对广泛商业性使用这种反应堆构成了严重的经济障碍。已经知道先有技术的循环流化床燃烧锅炉，在燃烧器的夹带区(即平行于流动)中采用了垂直的热交换衬管壁。这种燃烧器主要依靠通常载有大量固体颗粒的气体传递热量，并需要一个非常大的内部容积以容纳所需的大的热交换表面。设置在传统循环流化床燃烧器自由区(高出料床的区域)中的衬管壁热交换表面，肯定具有较完全埋入在流化床中的热传递表面低得多的热传递系数。另外，它的热传递系数主要取决于两个参数(a)流化气体的速度，和(b)烟气中的颗粒浓浓(即颗粒载量)。而后一参数本身极大地取决于流化气体速度和流化床材料的平均粒度。传统循环流化床燃烧器上升气流中颗粒的浓度，大约与气体速度的3.5-4.5次方成正比。而大约与流化床平均颗粒直径的3.0次方成反比。值得注意的是，这两个参数对于上升气流中的颗粒浓度的影响，有助于使位于自由区中的衬管壁热传递表面获得一合理的热传递系数，并有助于控制锅炉在额定和减低的容量下的燃烧温度。然而在此领域中，需要在不如此强烈地取决于流化气体速度和流化床平均颗粒直径的条件下，使流化床燃烧锅炉具有合理的热传递系数并控制在额定和减低的容量下的燃烧温度。具有如上所述的衬管壁热传递表面的传统循环流化床燃烧锅炉的自由区的高度，与表面气体速度的0.5次方成正比，而与表面的热传递系数成反比。同时还能表明，颗粒载量和热传递系数与表面气体速度的任何变化成正比。后一事实意味着，如果表面气体速度下降，则需要为这种给定容量的传统燃烧器增加自由区的高度，类似地能够表明，为了增加这种燃烧器的工作能力，就必须增加自由区高度，从而就会使制造这种高工作能力燃烧器的费用显著增加。与大多数传统的循环流化床燃烧器相反的是，公开于授予Korenberg的美国专利第4469050(它被转让给本申请的共同受让人)中的燃烧器没有规定将所夹带的粒状料床材料、未燃燃料、粉尘、气体等直接传入一个旋风颗粒分离器。而是将所夹带的固体颗粒和气体向上传送进入燃烧室的圆筒形上部区域(即扩展的自由区)，在那里进一步燃烧。垂直排列的几排切向喷嘴设置在这个圆筒形上部自由区中并均匀地分布。这样以足够的速度将二次风切向供入，而且圆筒形上部区域的几何特征适于在此上部区域中提供的旋流(Swirl)数(S)至少为0.6左右和雷诺数(Re)至少为18000左右，这对产生扰动的旋流是必需的。这种扰动的旋流能使示于第4469050号美国专利的燃烧器达到高于1.5×106千卡/立方米·小时的特殊的放热，从而显著地增加了燃烧率。其直接结果是，这种燃烧器的“容器”尺寸较其它先有技术的燃烧器小得多。实质上，与它的下游旋风颗粒分离器相比，燃烧容器似乎象一个衬有难熔衬里的管道。由于与燃烧容器相比旋风颗粒分离器具有较大的尺寸，因此就产生了这样一种设想，即通过消除旋风颗粒分离器以改进这种系统。这一设想在公开于授予Korenberg的美国专利第4457289号(已转让给本申请的共同受让人)中的循环流化床燃烧器中得以实现，其中全部消除了外部固体颗粒循环回路而采用“内循环”。为实现此目的，将一“排气管”插到燃烧器圆筒形上部区域的顶部，并取消了外部旋风分离器。公开于第4457289号美国专利中的燃烧器，与第4469050号美国专利所公开的燃烧器和其它先有技术的循环流化床燃烧器相比，显著地减少了制造费用，其原因是它不需要一个分离的旋风颗粒分离器。然而，与其它这类燃烧器相比，已被证实它的颗粒捕集效率多少有些下降，特别是当燃烧固体煤粒时如此。另外，第4457289号美国专利所公开的燃烧器给固体煤粒和传统的吸硫剂提供了滞留时间，在一些情况下，吸硫剂可以少于为捕集煤中全部硫所需的量。以往，在用于燃烧粒状物料的不循环或循环流化床反应堆中，待燃物料被供入粒状材料的料床中或供到其上，构成料床的材料通常是燃料灰、吸硫剂(如石灰石)和/或沙子。与所述的传统的循环流化床反应堆根本不同的是，本发明通过利用两级循环流化床反应堆克服了上述的问题和缺陷，此反应堆具有一个流化床反应(如燃烧)级和一个随后的旋流反应(如旋流燃烧)级。一小部分反应气体(如空气)从流化床下方供入作为流化气体，而大部分气体被供入旋流反应级。这样大部分气体切向地供入直立的圆筒形旋流反应容器中，以便产生一高扰动的旋流，从而使反应在流化床和旋流反应容器两者之中以显著提高的反应率进行。输送到流化床反应级中的固体颗粒被带进旋流反应容器，在那里它们从其中的气体中分离出来并再循环回到流化床中。本发明的一个目的是提供一种利用一个旋流反应级的循环流化床反应堆，该旋流反应级在位于流化床下游的圆筒形的带耐高温衬里的旋流反应容器中提供具有旋流(Swirl)数至少为0.6左右和雷诺数至少为18000左右的扰动气体的旋流，从而显著地提高了反应率，并显著地减小了使气体和固体颗粒从流化床循环到旋流反应容器所需的体积。因此，本发明反应堆的尺寸显著地小于先有技术的循环流化床反应堆。特别地，本发明的流化床自由区的高度和内径、以及本发明的旋流反应容器的高度和内径，分别与具有同样反应能力的传统循环流化床反应堆的流化床自由区和旋风颗粒分离器相比，被显著地减小了。本发明的另一目的是提供一种为使反应完成到预期水平所需流化气体滞留时间较短的反应堆。根据本发明，能够获得超过大约1.5×106千卡/立方米·小时的特殊放热。前述优点允许显著地减小尺寸，这样就可显著地降低制造本发明的循环流化床反应堆的费用。这一点对于应用本发明的燃烧器和锅炉来说将是确实存在的。例如可以预测，按照本发明建造的燃烧室其内部容积可减小若干倍，而应用于锅炉时，在其燃烧级所需的传热表面面积至少可降低3-5倍。本发明的另一目的是提供一种比先有系统具有更高的调节比和更易开始运转的改进的锅炉。为此本发明的另一目的是关于提供一种分离的冷却流化床，它邻接于循环流化床，通过对冷却流化床中的固体颗粒进行冷却而后将它们再循环回到燃烧级，而从燃烧级吸取热量。冷却流化床最好以沸腾状态流化，并包含有蒸发器，过热器和/或埋在沸腾流化床中的节热器盘管，节热器盘管的进一步作用是显著地减小所需的热交换表面面积以便高效地传热。在整个系统(循环流化床反应堆以及邻接的沸腾流化床热交换器)中，另一个目的是去除以前使用在先有技术的循环流化床反应堆上部区域(蒸汽空间)中的垂直的热交换衬管壁，从而显著地降低建造这种系统的费用。为了达到本发明的目的，根据本发明的用途，在此概括地描述本发明的实施。一种操作本发明的循环流化床燃烧反应堆运行的方法，包括(a)提供一包含有一个粒状材料的流化床的基本封闭的燃烧反应堆，该反应堆包括一个基本直立的燃烧室和一个与燃烧室邻接的基本直立的圆筒形旋流燃烧容器，所述燃烧室和容器的上部区域通过一管道相连，而且它们的下部区域可工作地连接，在容器的顶部有一个基本与容器同轴的圆筒形排气管;(b)将可燃物质供入燃烧室;(c)将第一股压缩空气流通过燃烧室底部的一组开口以一定速度供入反应堆中，气流的速度足以使粒状材料和可燃物质以循环状态流化，以便在燃烧室中燃烧所述物质的一小部分，从而使粒状料床材料的绝大部分，燃烧生成气和未燃物质通过所述管道连续地送出燃烧室而进入旋流燃烧容器;(d)将第二股压缩空气流通过容器的圆筒形内侧壁中的一组开口切向地供入反应堆中，以便在容器中旋流燃烧可燃物质的大部分，第二股气流被供入以及容器被构成并被运转，以使容器中产生的旋流(Swirl)数至少为0.6左右和雷诺数至少为18000左右，以便产生其中至少有一个内部逆流区的扰动的旋流，从而增加其中的燃烧率;(e)允许反应堆中产生的燃烧生成气通过旋流燃烧容器中的排气管排出反应堆，而基本上将全部粒状材料和未燃物质保留在反应堆中;(f)将粒状料床材料和任何未燃物质收集在旋流燃烧容器的下部区域，并使它们返回到燃烧室的下部区域;和(g)通过分别控制第一和第二股气流流入燃烧室和旋流燃烧容器，以及通过控制燃烧室和容器中粒状料床材料和待燃物质的流动，来控制反应堆中的燃烧过程。本发明的方法可以一种绝热模式实行，其中提供的压缩空气总量超过燃烧所需的化学计算量;或者以不绝热模式实行，其中在流化床中装设热交换表面，用于从料床吸取热量。一种操作本发明另一实施例的循环流化床燃烧反应堆运行的方法，包括(1)提供一个基本封闭的燃烧反应堆，它包括(a)一个包含有一个以循环状态流化的粒状材料的流化床的基本直立的燃烧室;(b)一个与燃烧室邻接并具有第一热交换表面的第一冷却室;(c)一个具有第二热交换表面的第二冷却室，第一和第二冷却室在其底部区域有一个共同的沸腾流化床，和(d)一个位于第二冷却室附近并与它以及与燃烧室可工作地连接的基本直立的圆筒形旋流燃烧容器，该容器的顶部有一个基本与容器同轴的圆筒形排气管;(2)允许固体颗粒从沸腾流化床流入燃烧室中的循环流化床，以便控制后一流化床的温度;(3)将可燃物质供入燃烧器中;(4)将第一股压缩空气流通过燃烧室底部的一组开口以一定速度供入反应堆，气流的速度足以使粒状材料和可燃物质以循环状态流化，以便在燃烧室中燃烧所述可燃物质的一小部分，从而使得粒状料床材料的绝大部分、燃烧生成气和未燃物质连续地向上送出燃烧室而进入第一冷却室;(5)向下传送生成气和所夹带的固体颗粒使之通过第一冷却室，并通过第一热交换表面从此吸取热量，而且允许所夹带的固体颗粒进入沸腾流化床;(6)然后将气体从第一冷却室传到第二冷却室，并允许气体上升通过第二冷却室，从而通过第二热交换表面从此吸取热量;(7)在第二冷却室中输送上升气体中的含有未燃物质的固体颗粒，并将气体和所夹带的固体颗粒送出第二冷却室而进入旋流燃烧容器的上部区域;(8)将第二股压缩空气流通过容器圆筒形内侧壁中的一组开口切向地供入反应堆中，以便在容器中旋流燃烧供入反应堆的可燃物质的大部分，第二股气流被供入以及容器被构成并被运行，以使得在容器中产生的旋流(Swirl)数至少为0.6左右和雷诺数至少为18000左右，以便产生其中至少有一个内部逆流区的扰动的旋流，从而增加其中的燃烧率;(9)允许反应堆中产生的燃烧生成气通过旋流燃烧容器中的排气管排出反应堆，而基本上将全部粒状材料和未燃物质保留在反应堆中;(10)将粒状料床材料和任何未燃物质收集在旋流燃烧容器的下部区域，并使它们返回到燃烧室中;和(11)通过分别控制第一和第二股气流流入燃烧室和旋流燃烧容器，以及通过控制燃烧室、第一和第二冷却室及容器中的粒状料床材料和待燃物质的流动，来控制反应堆中的燃烧过程。除了上述方法以外，本发明还提供了一种循环流化床反应堆，它包括(a)一个用于容装一粒状材料的流化床的基本封闭的燃烧反应堆，此反应堆包括一个基本直立的燃烧室和一个与燃烧室邻接的基本直立的圆筒形旋流燃烧容器，燃烧室和容器的上部区域通过一管道相连，而且它们的下部区域可工作地连接;(b)用于将可燃物质供入燃烧室的装置;(c)用于将第一股压缩空气流通过燃烧室底部的一组开口以一定速度供入反应堆中的装置，该气流的速度足以使粒状材料和可燃物质以循环状态流化，以便在燃烧室中燃烧所述可燃物质的一小部分，从而使粒状料床材料的绝大部分、燃烧生成气和未燃物质能通过管道连续地传送出燃烧室并进入旋流燃烧容器;(d)用于将第二股压缩空气通过容器圆筒形内侧壁中的一组开口切向地供入反应堆中的装置，以便在容器中燃烧可燃物质的大部分，容器被建造成可使容器中产生的旋流(Swirl)数至少为0，6左右和雷诺数至少为18000左右，以便产生其中至少有一个内部逆流区的扰动的旋流，从而增加其中的燃烧率;(e)一个位于容器顶部并与容器基本同轴的圆筒形排气管，以便允许反应堆中产生的燃烧生成气排出反应堆，而基本上将所有粒状材料和未燃物质保留在反应堆中;和(f)用于将粒状料床材料和任何未燃物质收集在旋流燃烧器的下部区域、并使它们返回到燃烧室下部区域中的装置。这里附加的附图为申请文件的一部分，与说明书一起说明了本发明的几个实施例，并用来解释本发明的原理。图1是根据本发明的一个绝热循环流化床反应堆的示意性垂直断面图。图2是根据本发明的一个循环流化床反应堆的示意性垂直断面图。图3是图2描述的循环流化床反应堆的示意性平面横截面视图A-B-C-D。图4是根据本发明的另一个实施例的一个循环流化床反应堆的示意性垂直断面图。图5、6、7是图4描述的循环流化床反应堆的另几个示意性垂直断面图。图8和9是适于图4-7所示反应堆使用的可选择的热交换器管排布的正视面图和顶视断面图。图10是根据本发明另一个实施例的一个循环流化床冷却堆的示意性垂直断面图。图11-13是曲线图，绘出了颗粒载量与作为流化空气提供给本发明的三个燃烧室实施例的空气的比例间的函数关系。现在详细地参照本发明的最佳实施例，在附图中对它们进行说明。本发明的循环流化床反应堆的一个最佳实施例由图1作了描述。如图所示，本发明的反应堆包括如一个燃烧器，一般由数字1表示。根据本发明的这个实施例，燃烧器1包括一个流化床燃烧室10，在其下部区域11含有粒状炉料的流化床。粒状床料最好是飞灰、沙子，石灰石的细颗粒和/或惰性材料。在加压含氧气体，如空气的作用下，粒状床料在循环流化区沸腾，空气是通过一组通过支承面13延伸的流化喷嘴12作为一股射流提供的。在燃烧室处于最大工作能力下，通过孔12供入的空气最好占少于约50%，更好的是占输入到燃烧室1内的总空气量的约15-35%，即燃烧过程所需要的空气。正如下面将要详细讨论的，本发明的最初目的之一主要是大大减少燃烧器1相对于传统循环流化床燃烧器的尺寸，通过大大减少通过喷嘴口输入到燃烧器内的作为流化空气的空气量而达到了这一目的。这样，尽管根据本发明提供给燃烧器1的超过总空气量50%的空气量可以通过流化喷嘴12输入，通过减少提供给燃烧器1的作为流化空气的空气数量，减小燃烧器1的尺寸的程度可以适当地增加。加压空气源，如一个吹风机(未示出)，最好把空气输入到一个在支承面13下面的压力室15或如图1所示。室15把空气供给到喷嘴12。一根独立管道(未示出)通过支承面13延伸，如果须要从燃烧室10内以移去废渣，如混杂料和/或烧结灰等等。燃烧器1还包括把可燃物输入燃烧器的装置，最好输入到燃烧室10的下部区域11。如这里所用的，这种装置可以包括任何合适的传统机构或气功输入机构17。可以是气体，液体和/或固体颗粒的可燃物可以被输入燃烧室10的下部区域的流化床内或在其之上。在下部区域的可燃物进行部分燃烧，其程度受到流化气体内可用的自由氧气的限制。未燃烧的燃料，任何气态的易挥发物质和一部分粒状床料被流化气体和燃料气体向上带入燃料室10的上部区域16，并通过管道14从上部区域16排出切向地进入相邻的涡流燃烧器容器20的上部区域18。一般知道由上升气体从循环流化床输送的颗粒数量是气体流率的3-4次方的函数。这样，通过(a)在上升气体流中保持最大的固体饱和状态和(b)增加流化气体的垂直速率到一个所希望的水平，是以带走进入涡流燃烧室容器20的上部区域18，就可获得较大的固体反应表面。对任何有给定的灰颗粒尺寸分布比的固体燃料，这个垂直气体速率必须足够高，如上所述，但不能太高使得燃烧室10的上部区域16的耐火砖层强烈地腐蚀，这是由于这个区域的很高的灰集中度，如下面所要讨论的。上部区域18的内部表面是圆柱形的，这是为了在这个上部区域获得涡流，如下面要充分讨论的。根据本发明，提供了通过开口19，最好是至少两个相对而置的开口19将加压气体，如空气的第二射流切向地供应给涡流燃烧器容器20的上部区域18的装置。更好一些，在上部区域18的几个聚集点处有一组开口19。如图1所示，在一个最佳实施例中，这组相对而置的开口垂直地对正并在整个上部区域18内相互隔开。(图1所示的横断面图只须描述垂直的仅一列开孔)。如这里所实施的，一个加压空气源，如传统的吹风机(未示出)把空气的第二射流输入如一个传统的垂直集流腔(未示出)。在本发明的一个最佳实施例中，空气的第二射流占了输入到燃烧器1的总空气的约65%-85%，即，在最大燃烧能力下，燃烧过程所需要总空气流。根据本发明，第二空气以足够高的速率输入是很关键的，涡流燃烧器容器20的上部区域18的内表面的几何性质也是很关键的，得到的Swirl数(S)至少约为0.6，雷诺数(Re)至少约为18000，这些数在上部区域18内建立一个涡流是必须的。制造和操作上部区域18，使反应堆在以最大能力工作时最好产生最小的这些Swirl数值和雷诺数值。另一方面，Swirl数和雷诺数不能超出这些在容器20内导致不可接受的压降的值。这个涡流使燃烧器1能获得高于1.5百万卡/每立方米每小时的放热比值，因而大大增加了燃烧率。结果，与传统的循环流化床燃烧器超出床高区域和热涡流分离器比较起来本发明的室10和容器20的尺寸可大大减小。涡流燃烧器容器20带有一个圆柱形排出口21，与上部区域18的圆柱形内表面大致同心地排列。排出口21和容器20的上部区域18的内部必须呈现一定的几何性质，与适当的气体速率一起，以便提供一个上述的必须的Swirl数和雷诺数。这些性质下面要进行解释，并一般在上述的这里引用的参考文献“在涡流内燃烧一个评论”进行讨论，该出版物特此在这里作为参考。在燃烧器1内的大部分燃料最好在涡流燃烧器容器20的上部区域18内的涡流中在低于熔点温度下燃烧，这样就提供了易脆灰条件。当适当选择上部区域18的长度和横截面积，切向开口19的横截面积，和圆柱形排出口21的直径的尺寸时(见下文)，在上部区域18的涡流和伴随的在其中建立内部大反向流区有效地阻止了除最小固体外的所有固体通过排出口21从上部区域18排出。在图1所示的实施例中，粒状床料和任何未燃燃料集存在容器20的下部区域22，并可以在重力作用下下降，通过口23返回到燃烧室10的下部区域11，这样，如果含有明显数量的灰的燃料被烧掉，就会不断地增加在下部区域11的床的高度。结果，必须频繁地排出这些固体。在容器20的下部区域20内集存的和未流化的固体作为一个重力床下降，有效地预防了任何气体流过口23。如果容器20的上部区域18被设计和操作以获得Swirl数至少约0.6，雷诺数至少约18，000，燃烧器排出口21的直径(De)和上部区域18的直径(D )的比，即De/D (这里定义为x)在约0.4到约0.7范围内，最好在约0、5到约0.6范围内，在工作期间，上部区域18将呈现内部大反向流区，伴随三个之多的同心环形再循环区形成。这种再循环在传统涡流燃烧器中(即，不涉及流化床)是已知的，参考上述的这里引用的参考文献“在涡流内燃烧一个评论”，对这种现象做了解释。这种在上部区域18内的涡流和再循环区，把固体从在上部区域18内的气体中分离。在上部区域很高程度的涡流结果大大改善了燃烧强度，并且，作为改善了的固体-气体热交换的结果，在整个涡流燃烧器容器20内温度大致均匀。如前所述过的，容器20应当这样构成，即比值x的值应在约0.4到约0.7的范围内。x的值越大，通过容器20的压降越小，Swirl数也越大;所以，一般来说，x的值最好高一些。然而，x的值超过约0.7，内部反向流区就不会充足地形成，从而不能把气体-固体充分分离。尽管本发明的流化床反应堆在“循环”或“快速”流体化状态下被流化，但它完全不同于现有技术循环流化床反应堆，其中(a)它不须要使用一台大涡流粒子分离器以便从燃料气体中分离流化固体，即粒状床料，未燃燃料，灰等等，和(b)大大减少了通过燃烧室10的上部区域16的气体流和进入涡流燃烧器容器20的气体流，这样容器20的尺寸就比较小。避免需要大涡流分离器和减小室10及容器20的尺寸，将大大减小根据本发明的制造的反应堆系统的尺寸和价格。在工作中，可燃物被送入燃烧室10，对气态和液态燃料，可燃物可选择地全部或部分可被直接送入涡流燃烧器容器20，最好通过切向开口19。第一股加压空气的射流以足够的速率通过流化喷嘴12供给室10，这个速率可以使粒状床料和在室10内为燃烧部分可燃物而处于循环状态的可燃物沸腾。许多粒状床料，燃烧后气体及未燃物继续被带到室10外并通过切向管道14进入涡流燃烧器容器20。第二加压空气射流通过容器20的上部区域18圆柱形内侧壁上的开口19切向地进入容器20，以旋涡燃烧大部分容器20内的未燃物，如大于50%，最好在约65%和85%之间。这样供给第二空气射流，并制造和操作容器20，使得在容器20内产生的Swirl数至少是约0.6，雷诺数至少是约18，000以便在其中建立具有至少一个内部反向流区的涡流，从而增加容器20内的燃烧率。在反应堆1内产生的燃烧后气体通过涡流燃烧器容器上的排出口21排出反应堆。基本上所有的粒状床料和未燃物都从燃烧后气体中分离出，并被保留在容器20内，集存在下部区域22，并最好在动作用下通过口23重新循环到室10的下部区域18。任何其它的能够阻止燃料气体从室10进入容器20的传统固体输送机构都可以使用，把固体重新循环回到室10。本发明的流化床燃烧器1的关键优点是每个室10的上部区域16和容器20的上部区域18的横断面积大大小于同样容量的传统循环流化床燃烧器的相应的上部区域，即超出床高区域的横截面积和涡流颗粒分离器的横断面积。这就大大节省了制造本发明的流化床燃烧器的制造费用。通过把传统循环流化床设计规范应用到决定如以所希望容量的25%工作的燃烧室10和容器20的尺寸，即可完成上述的尺寸减小。这就是说，定出室10的上部区域16和容器20的上部区域18的尺寸只处理如所希望容量的一个传统循环流化床燃烧器超出床高区域和涡流颗粒分离器处理空气流的25%。通过使容器20起一个涡流颗粒分离器和一个涡流燃烧器的作用，就可能大大减小尺寸。继续这个例子，当燃烧室10和容器20尺寸减小以处理传统空气流的25%，传统空气流的其余75%作为空气的第二射流通过开口19切向地送入涡流燃烧器容器20，以旋涡燃烧容器20内的大部分可燃物。这样，通过选择通过燃烧室10上的流化喷嘴12和通过涡流燃烧器容器20上的切向开口19供给燃烧器1的相对空气数量，根据本发明就有可能减少经切向管道14通过室10进入容器20流动的空气体积，因而与传统循环流化床燃烧器的超出床高区域和涡流分离器的相应横断面积相比，相应减小了上部区域16和18的横断面积。如图所示，图1描述的实施例可以包括一个产生热燃烧气体的绝热燃烧器，即从燃烧室10内或涡流燃烧器容器20内没有任何热量排出。热气体就可以作为如生产热供应或把热供给一个锅炉，如现有技术已知的。这种绝热燃烧器在高超量空气下工作，超量空气的程度取决于被燃烧燃料的燃烧值。通过控制燃料和空气的比，可以控制涡流燃烧器容器20内的燃烧温度。通过保持粒状床料的适当的平均颗粒尺寸将控制流化空气在室10内的表面速度从而在室10及容器2内提供一个平均颗粒悬浮密度足以维持使用特殊燃料的所希望的温差，则可以控制室10及容器2内所希望的温差，该温差根据情况不同而不同。图11是一个曲线图，示出了在室10和容器2间的温差△T为50°F(28℃)，100°F(56℃)，150°F(84℃)情况下，图1所示的燃烧器1的燃烧室的上部区域16和涡流燃烧器20的上部区域18内的流化床颗粒物料的颗粒载量(KG/M3)是进入燃烧器的总空气流的比例(η)的函数，总空气流是经室10底部的喷嘴12作为流化空气引进的。这个曲线图是基于以6371千卡/公斤的低燃烧值(LHV)的俄亥俄烟煤，3.3的空气化学计算系数(α)的计算和假定对图1的绝热燃烧器来说从燃烧器1经排出口21排出的燃料气体的温度是1500°F而得到的。如从图11所见，如通过控制平均颗粒尺寸和流化空气表面速率使用传统已知技术，对于η＝0.25，通过保持颗粒载量在约31KG/M 和21MG/M ，就可以在室10和容器20间保持100°F和150°F的温差。本发明的方法也可以使用在锅炉上，从经济观点出发，锅炉需要低超量空气进行燃烧，因而在流化床内需要较低的吸热率。在本发明的一个实施例中，通过在燃烧室10的上部区域16安装一个热交换面即可获得这个吸热率。如图1中的点划线所示，热交换表面可是一个热交换器管路排列组25。管路排布组可以有任何适当的尺寸，形状和定位，如众所周知的技术，包括一个垂直管壁。最好，热交换器管路排列组25可操纵地与一个生产热供源或一个锅炉上的传统锅炉包连接在一起。热交换器冷却介质可以包括任何适当的传统液体或气态介质，如水或空气。用于锅炉时，从燃烧器1(图1)排出的排出气体最好以传统已知方式送入锅炉对流管束。在图1的实施例中，如果热交换器管路排列组25是在室10的上部区域16，涡流燃烧器容器20内的燃烧温度是通过控制在涡流燃烧器20的上部区域18内与给定的切向空气流率经压力室15的流化空气流率来控制的。这样依次控制了从上部区域16经切向管道14运到上部区域18的固体颗粒的数量，并且，结果热交换器管路排列组25的传热系数被改变。图1所示的利用了可选择的然交换器管路排列组25的实施例中，通过顺序地减少容器20中的切向空气流，然后减少室10中经喷嘴12的流化空气流可以获得100%以下的燃烧器容量。图12是一个曲线图，示出了图1的实施例在使用了热交换器管路排列组25的情况下容器20(基本上是通过排出口21排出的燃料气体的温度)和室10(基本上是上部区域16的温度)间的温度(摄氏)是室10的上部区域16内燃料气体内流化床粒状物料的颗粒载量的函数。这个曲线图是基于以6371千卡/公斤的燃烧值(LHV)的俄亥俄烟煤，1.25的空气化学计算系数(α)的计算，和假定对图1的安装了热交换器管道排列组25的燃烧器来说经排出口21排出的燃料气体的温度是1550°F而得到的。从图12可见，如果颗粒载量在50公斤/米 和15公斤/米3之间变化，则可在室10和容器20之间获得一个从25℃(40°F)到84℃(150°F)之间范围很广的温差。这个温差不取决于总空气流的比例(η)的值，总空气流是作为流化空气引进的，而是取决于颗粒载量Z...
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