本发明涉及的是在腔室（下面称之为反应器）中使至少一种气体与至少一种破碎的固体物料间进行放热或吸热反应的装置，该装置至少有一输入破碎的固体物料的设备，有至少一个引入硫态化和反应气体的设备，破碎的固体物料以及流态化气体分别输入的流量应使它们能在快速循环流化床的区域内让气体和破碎的物料产生向上的流动，还有一些能将到达反应器上部的反应气体和破碎的物料地混合物输送到分离机构的设备、将反应生成的气体排放的设备以及将来自分离机构的破碎的物料再循环到反应器底部的设备。 类似的在流化床上进行化学反应的技术主要归为两类。
第一类叫做稠密流化床，其特征是根据反应腔中破碎的固体的稠密度可以有两个不同的区域，这种破碎的固体稠密度在第一区域中很高，例如对于燃烧流化床来说它为1000kg/m3，而在第一区域的上方，并由一个比较确定的面与之分开的第二区域中的稠密度则非常低，例如小于1kg/m3。气体和固体颗粒间的速度差并不大。在燃烧反应器的情况下，燃烧率不太高，例如85-95%，喷射的氧化硫与氧化氮的比值很大，这就使该技术只限于用在小功率的装置中。
在第一类技术中，英国专利申请GB-A-1412033提出用一个其下部边缘与流化床栅板分开的环形隔板把稠密流化床的燃烧反应器分成稠密床的中心燃烧区和固体颗粒向下流动的稠密床的环形区，其目的只是确保与围绕反应器的外壳进行热交换。有一部分稠密床中心区域的固体颗粒在环形隔板的上部溢出并落到稠密床环形区域中，然后再在环形隔板下部边缘的下部回到中心燃烧区。这种装置存在上述稠密流化床反应器的缺陷，主要是稠密床上方具有固体稠密度很小的反应区域。另外，用与离心式鼓风机相同的方法保证使只在稠密流化区域的上部提取的固体物料进行再循环，而鼓风机位于现在要描述的那种循环流化床的出口处。
已知的第二类技术叫作“循环”式的流化床，这种流化床在REH的文章中已作过描述，该文章发表在1971年2月出版的“化学工程进展”（Chemical Engineering Progress）杂志中。它主要应用于法国专利2323101和2353332（METALLGESELLSCHAFT）中。它与第一类的主要差别在于两个区域之间无分界面，而在整个反应器中的反应温度均匀。破碎的固体物料的稠密度在整个反器中由下至上非常显著地连续变化，气体和固体颗粒间的速度差也非常大。对于燃烧反应器来说，燃烧率较高，氧化硫和氧化氮的喷射比值也较小。这种技术可用于大功率的装置，但也有一些缺陷。
在燃烧反应的情况下我们可以看到这些缺陷，我们发现循环流化床的反应器可以描述为：
a）体积为最大、固体颗粒稠密度变化受到限制但已足够用的上部。在该上部，通常与由管子复盖的外壁进行热交换，反应器的冷却流体在这些外壁中通过。固体的稠密度（例如该上部的固体稠密度）自下而上是变化的，变化值为50kg/m3-10kg/m3，这些数值有时也可以不这么高。实际上，这些数值对应于用复盖外壁的管子进行的热交换。满负载时气体速度通常限定在4m/s-6m/s，以避免腐蚀的危险。
b）固体稠密度非常高，例如自下而上的稠度密变化由500kg/m3-50kg/m3的下部，它们的比值为10，如果反应器在半负载的情况下工作，该比值甚至可以达到20，也可以使流态化气体的速度提高不足两倍。其实该下部是一个燃烧区，有一部分通常叫作一次气体的燃烧所需的气体通过反应器下部的栅格吸入到该燃烧区。而大部分存留的叫作二次气体的可燃气体在几个高于该栅格的部位进行喷射，这些部位的使用可以随反应器的负载而改变（在局部负载的情况下某些部位可以不起作用）。
在该反应器下部中的可燃气体的速率造成二次气体的截面和二次气体分阶段的输入改变，而事实上所研究的速率是与上部速率相同的。这就是燃烧区或稠密度发生很大改变的原因，这样就会造成下面的几种缺陷：
-燃烧不完全，对于某些不易燃烧的燃料来说没有完全燃烧完的物质与氧化氮的含量在反应器出口处可能会提高;
-温度不均匀，它可能造成固体颗粒堆积并使反应器经常堵塞;
-脱硫率可能不够高，因而需要喷射大量脱硫剂;
-因为要求把气体的速度维持在最小而保持令人满意的硫化状态，所以能满足反应器负载变化的灵活性就受到限制，该最小速度为3m/s的数量级。
为改善温度的均匀性和燃烧性能，人们通常必须增加反应器中的固体物料，这样为进行流化就会增加能量消耗。
为了克服这些缺陷，通常在不同的部位喷射二次气体，并根据反应器的负载情况改变一次和二次气体流量的比值。但在限定的范围内并不能对这些因素起到作用，这是因为其他一些应该考虑的准则阻止它们的变化。
-燃料的质量，它要求使一次气体的流量保持在大于最小值值上;
-为使氧化氮的输入减少到最小值，需要将反应器下部区域的下部中的压力维持在大气压力以下;
-为了预防大幅度地增加固体稠密度的非均匀性，在反应器负载减少时，有必要使需要燃烧的气体过量地增加，同时应该注意尽可能地限制氧化氮的生成并且不使装置的热效率明显降低。
因此，构成燃烧区域的下部中的稠密度的大的改变是不利的，我们应该在各个不同部位之间寻求稠密度的更加均匀性，这种更加均匀性不仅可以改善燃烧效率，而且也降低了流化所需要的能量消耗。
然而，因为下面两个主要问题，循环流化床不可能满足这种要求：
a）燃烧区域中流态化气体的速度与进行热交换的上部中所选择的速度有关;
b）固体颗粒向下和向上运动，这如图1所示，而大量粒度很细的固体颗粒决不会再下落到流化栅格的附近，这就会沿着反应器的高度造成粒度分级的层理，并使其在下部与更大粒度的颗粒发生作用。例如，在硫化栅格以上第一米的高度上的稠密度特别接近于稠密床的稠密度，这会耗费大量能量，不利于充分燃烧。
在包含同类技术的其它专利中也提供了一些循环液化床的工作设备：
美国专利US4，594，967和欧洲专利0332，360提出设置一种在循环流化床的出口处截取物料的稠密流化床装置，这样，在此处截取物料就会使收集到传统离心式鼓风机中的物料减少，该鼓风机在燃烧室头部的出口处，该燃烧室头部构成位于稠密床上方的释放区。
在这些专利中：
-稠密流化床设置在循环流化床反应器的出口处，该出口在反应器的边上（对于具有矩形横截面反应器的欧洲专利EP0332360和美国专利US4，594，967），也可以直接在该反应器的上面（对于具有圆形横截面反应器的欧洲专利EP0332360）。
-将离心式鼓风机装在燃烧室头部的出口（欧洲专利EP0332360），也可以装在管形壳体的后面，该壳体装有一些能使气体温度升高的热交换器（美国专利US4，594，967），该壳体并不作为循环流化床的一部分，即并不是该项专利的目的。在任何情况下，由稠密流化床收集物料都会导致收集到离心式鼓风机中的物料的减少，而且不会改变在循环流化床反应器中进行再循环的物料的最大值。
-在该两个专利中，燃烧室头部置于稠密床所处区域的出口处，该燃烧室头部不具有在将温度保持均匀并维持气体一固体的搅动而有利于连续化学反应的同时用该区域来把气体一固体混合物的热量传递给壁的循环床的主要特性（均匀的温度、气体上升的速率、固体物料的稠密度）。
另一美国专利US4，788，919提出将反应器分成三个、二个或仅一个腔室;每一个腔室内的体积构成一个燃烧室头部，正如所述的那样，燃烧室头部的截面可以为反应器截面的四倍以上，因而此处的气体速度也就不再是循环流化床反应器的气体速度。速度的减少可以把物料收集到稠密流化床中，该稠密流化床使上面的另一个或另两个腔室中的物料稠密度大大降低，这就使循环流化床的工作只在下面的腔室中进行，另外的腔室和它们的伸长部分用于收集其余少量物料并确保进行补充冷却，这就使该专利的反应器被优先考虑设计成具有单独一个腔室的装置，因而该专利也就可以归并到类似于美国专利US4，594，967和欧洲专利EP0332360的装置，即在循环流化床反应器出口处设置有稠密床。在任何情况下，当设计有若干腔室时，各腔室中维持的气体速率均相同。
因此，这些专利均是对已知的类型的循环流化床的方法作的改进，它们的缺陷上面已经指出过。
这些方法的特征就在于减少由离心式鼓风机或由分离器收集的固体物料，但并不能改变反映已知的称作循环流化床的方法的稠密度和压力特性分布。
本发明的目的就在于提供一种能使腔室中的气体和破碎的物料之间进行反应的装置，该装置具有新的流化床结构，它在反应器中的固体颗粒的稠密度均匀性很高，并在能构成燃烧区的下部中具有适当的固体颗粒稠密度，在该下部中流化气体的速度较大。
本发明的装置的特征在于把反应器分成三个具有矩形截面的区域：
a）流态化气体的平均上升速度很快的循环流化床的下部区域，在空负载和满负载的情况下，气体上升速度为4.8m/s-12m/s，该区域的高度应使气体在满负载时能在该下部区域停留0.25-4秒钟;
b）快速循环流化床的截面为S2的上部区域，在空负载和满负载时上部区域中流态化气体的上升速度V为4-10m/s，该速度与下部区域中的流态化气体速度的比值为1/2-1/1.2，该区域的高度应使流态化气体在满负载时能在该区域停留2-10秒，反应器上部区域顶上的稠密度至少为2kg/m3;
c）稠密流化床区域，在空负载和满负载时该区域中流态化气体的上升速度为0.3m/s-2.5m/s，它靠近快速循环流化床下部区域的上部并用其隔板分开，这样设置是为了同时接收沿至少一个壁从上部区域又下落的破碎的固体物料和来自靠近下部区域的上部的固体物料，本发明装置的特征还在于它至少有一个将来自稠密流化床区域的破碎固体物料重新喷射到快速循环流化床下部区域的底部的设备，对来自稠密流化床区域的破碎的固体物料重新喷射的流量值大于q＝P·V·S2。
在该装置中，沿着循环流化床（上部区域和下部区域）高度的压力分布示于图7中。根据该分布的所有点的斜率推导出的固体稠密度在稠密流化床的溢流口处彼此间具有不连续性区域，这也就是本装置的特征。
由于这种结构，我们可以获得：
-在反应器中的温度更加均匀，同时减少了固体颗粒堆积的危险性;
-在燃烧反应器中，由于减少了一氧化碳和燃烧不完全的固体的形成，特别是对于难以燃烧的燃料，例如细碳和无烟煤，其燃烧效果得到了改善;
-因为减小了最小允许负载，所以反应器的灵活性也就得到了改善，这就可以使满负载气体速度和保持满意流态化状态所需要的最小速度间的比值增大。
本发明还在于上面限定的燃烧碳物料的装置的使用。
下面结合附图对作为例子的本发明的燃烧碳粉的装置进行描述。
图1为已知形式的循环流化床反应器中破碎的固体物料的流程图;
图2为本发明的具有循环流化床和中间稠密流化床的装置;
图3A和3B为沿两个相互成直角的剖面来表示具有两个在侧面的稠密流化床的下部，图3B为沿图3A的中轴线ⅢB-ⅢB作的剖视图;
图4A和4B为沿两个相互成直角的剖面来表示具有三个稠密流化床的反应器的下部，图4B为沿图4A的中轴线ⅣB-ⅣB作的剖视图;
图5A和5B为沿两个相互成直角的剖面来表示具有四个稠密流化床的反应器的下部，图5B为沿图5A的中轴线ⅤB-ⅤB作的剖视图;
图6A、6B、6C表示反应器稠密流化床中配置有一些热交换面，图6B和6C为沿图6A的轴线ⅥB-ⅥB作的两种不同结构的剖视图。
在表示传统循环流化床工作的图1中，反应器1有一个截面逐渐增大的下部2和一个平行六面体的上部3。固体颗粒沿着箭头5在流化栅格4的上部朝反应器的顶部上升。这些颗粒趋向于朝着各壁分开，并再落到底部。然而，稍小的一些颗粒又按照涡流运动（就象6那样的运动）再返到顶部。其它一些颗粒靠近壁并沿着壁按箭头7流到底部。
在图2所示的本发明的装置中，在截面逐渐增大的下部1中的栅格4的上方构成了快速循环流化床。把由管道8来的一次流态化气体喷射穿过该栅格，该一次气体可以由燃料或含氧的烟气与加入的空气所组成。另外，把粉末燃料，例如将悬浮在空气中的碳对准该栅格的上部喷射。在连续的三个位置（10、11、12）把二次气体喷射到反应器的下部中，该二次气体也是由空气与燃料或含氧气的烟气组成，也可以是空气与无燃料或无氧气的烟气组成的。空负载和满负载时流态化气体的速度可以在4.8m/s-12m/s之间变化，满载时气体的停留时间可在0.25-4秒之间变化。
喷入的二次气体是为了减少下部区域1的底部的气压。
在该下部区域的上部，建立起第二个快速循环流化床，在它里面空负载和满负载时流态化气体的速度可以在4-10m/s之间变化，而气体的停留时间为2-10秒。
用已知的方法，把反应器顶部排放的含固体颗粒的烟气送入分离的离心式鼓风机1A中，消除了灰尘的烟气从该鼓风机中由管道1B排放出去，而经分离的固体颗粒经管道1C又重新循环到反应器的底部。
此外，在末端横截面为S1的燃烧区出口处有一个由剖面线表示的稠密流化床13，它由隔板13A与燃烧区分开，它处于流化栅格14的上方，由管道15引进的辅助流态化气体喷射穿过该栅格。空负载和满负载时气体在该稠密床中的速度可以在0.3m/s-2.5m/s之间变化。在大多数情况下，可能剩余在该稠密床中的燃料很少，这是因为该床位于快速循环床燃烧区的出口处，而且因为剩余颗粒碳的含量已经很少。当该稠密床中燃烧得旺时，因为有质差的燃料，比如就可以用喷嘴在该稠密床的栅格下面喷射燃烧的烟气，使该床中的含氧量达到最小，反之也可以在该区域中增加含氧量，使这里的燃烧增强，从而可在该床中产生管式热交换器的作用。
根据本发明，这种床的高度最好比较低，通常少于1.5米。但是如果要想在里面安装热交换器，则其高度也可以增加到约3-4米。
这个稠密床的主要功能是收集一部分由稠密床上部的热交换区域重新落下（箭头7）的固体颗粒，并收集一部分由位于稠密床下方的反应器下部升上去（箭头16）的固体颗粒。对来自反应器下部的颗粒的收集是由于固体颗粒进入反应器上部时气体速度下降所致。然而值得注意的是在反应器（除了在稠密床中）中没有一处的气体速度降到循环流化床的工作值之下，这正是与其他方法不同之处。
由稠密床收集的固体颗粒经管道17引入到正好是在栅格14上方的反应器底部。这些管道可以有在底部输入流态化气体的虹吸管。这样，大量粒度很的固体颗粒就被带到反应器的底部，这些颗粒在此处决不会落到已知的装置中去。因此，用这种方法能使固体颗粒在反应器燃烧区的稠密度大大增加，尤其是在靠近稠密床的上部区域更是如此。另外，只是由于有了稠密床而改变了截面积，因此反应器下部区域1中的气体速度就高于稠密床上面的上部区域3中的气体速率。
该速率的增加就自然使得反应器下部区域中获得更均匀的固体物料的稠密度，因此就确保了更好地燃烧。气体在燃烧区域中所要求的速度值可以根据横截面S1和S2的选择而获得。S1是燃烧区域在稠密床部位处的横截面，S2是反应器上部区域的横截面，因此稠密流化床的横截面就等于S2-S1。在管道17中进行再循环的固体物料的流量也取决于这两个横截面的关系。这是因为燃烧区域中的速度越快，在该区域出口处的固体颗粒的流量也就越大，同时，因为下落到稠密床上面区域的下部的固体物料的数量实际上也与横截面S2有关，所以由稠密流化床收集的固体物料的流量也就越大。
因此，稠密床13的横截面（S2-S1）的选择也就是确定本发明装置的反应器尺寸中的一个重要因素，由于燃烧区域内气体速度和固体物料稠密度的增加，这在很大程度上使燃烧区域中获得的稠密度相对于已知流化床中的稠密度来说均匀性得到了改善。
实际上，在碳粉燃烧装置中，选择截面比S2/S1为1.20-2时也会获得极好的结果。
图3A-3B表示具有两个适当高度的稠密流化床14A和14B的反应器的底部，再循环管道17A和17B把这两个流化床连到燃烧区的底部，该底部在流化栅格4的上部。作为例子，用17B表示重新喷射破碎的固体物料的管道，这种管道可以包括在底部输入流态化气体的虹吸管。当差（S2-S1）等于这两个稠密流化床横截面的和时，就可以获得更高的比值S2/S1。反应器在靠近垂直于原来两个侧面的侧面18、19处没有稠密流化床，侧面18、19是按照与图3A的剖面相垂直的剖面（该剖面过中轴线ⅢB-ⅢB）所示的侧面。
图4A和4B表示有三个稠密流化床的反应器的底部、两个流化床14A和14B在图4B的壁20、21的下部，而还有一个流化床14C在壁22的下部，该壁与前两个壁垂直，它是沿着与图4A的剖面相垂直的剖面（过该图的ⅣB-ⅣB中轴线）所示的壁。
图5A和5B表示有四个稠密流化床的反应器的底部，两个流化床14A和14B在壁20、21的下部，而另两个流化床14C、14D在垂直壁22、23的下部。
图6A表示稠密流化床中的热交换面。热交换管用蛇形换热管26、27表示，它们分布在稠密床的几乎整个高度上。
图6B为图6A稠密床中的热交换器沿图6A中轴线ⅥB-ⅥB的剖视图看的不同的布置，这样所述的热交换器就占据了稠密床的大部分长度。
图6B为图6A稠密床中的热交换器沿图6A中轴线ⅥB-ⅥB的剖视图看的第二种不同的布置，在这第二种不同的布置中，两个稠密床均被分成三部分，它们的端头部分均装有热交换器26、28及27、29，而中部30、31都没有热交换管。
将所有部分26、27、28、29、30、31均由再喷射设备17连到反应器的底部，每一部分都有其再喷射设备，中部30和31没有流量控制设备。
稠密床的组合件，例如图3到图5的稠密床的组合件在反应器的最大负载下运行，并参与冷却。在中等负载时，可以用各种方式控制冷却（停止或调节流化，控制再喷射到下部区域的下部中的固体流量），使反应器中的温度保持在850℃左右的最佳温度，从而确保最佳的脱硫能力。总之，当反应器的负载减少时，因为有很大的冷却面而使反应器中的温度降低。稠密床的每一个部分中的热交换的调制或抑制可以使反应器的冷却降低，并使反应器负载很大的地方中的燃烧温度达到最佳，由此将脱硫率保持在很高值。
图2主要指出，在两种因素的作用下，即在固体物料又循环到反应器底部及进行燃烧的下部区域中速度的提高这两个因素的作用下，本发明的装置可以在其壁是由热交换管组成的上部区域与燃烧下部区域之间保持分开（已知的循环流化床反应器中不存在这种分开），在热交换管中可以选择最佳的气体速度，这样可以获得好的热交换而不腐蚀热交换管，在燃烧的下部区域中可以选择较大的气体速度，并在此处可以确保比已知循环流化床中更均匀的固体物料稠密度。例如，如果需要反应器上部区域中的速度为6m/s，则该反应器下部区域中的工作速度就为7.2m/s-12m/s。
虽然参照附图描述的使气体和破碎的固体物料间进行反应的装置是针对由上部区域的壁对反应器进行冷却的碳物料的燃烧装置，这里讲的上部区域是由热交换管制成或复盖的，但是可以理解，本发明除了用于燃烧外还可以用于放热反应，也可以用于吸热反应，例如想要改善反应器下部区域中的稠密度均匀性问题并在该区域中以快速（这种速度不包括在上部区域中）运行时，则就可以焙烧氧化铝。非常明显，在吸热反应情况下，上部区域并没有直接与物料相接触的热交换管。