JP2009536312A - 循環式流動床ボイラー用の流動床熱交換器および流動床熱交換器を有する循環式流動床ボイラー - Google Patents

Abstract

熱交換器３０と循環式流動床ボイラー１０であって、該ボイラーが、熱交換器と、ボイラーの炉１２と接続された第１、第２の流動床熱交換室３６，３８と、第循環式流動床ボイラー１０の外部循環系の粒子分離器から１熱交換室３６内へ高温固体を導入するための第１入口通路１８と、第２熱交換室３８内へ固体を導入する第２入口通路５８と冷却された固体の第１部分を第１熱交換室３６から第２入口通路５８へ移動させるための第１排出手段５４，５６と、冷却された固体を第２熱交換室３８から炉１２へ移動させるための第２排出手段６１とを含み、前記熱交換器が、高温固体を炉１２の内部循環系から直接に第２熱交換室３８へ導入する入口手段６４を含む。前記熱交換器３０は、また好ましくは、冷却された固体の第２部分を第１熱交換室３６から直接に炉へ移動させるための第３排出手段７２，７４，７６を含む。

Description

本発明は、特許請求の範囲請求項１項前段文に記載された循環式流動床ボイラー（ＣＦＢ）用熱交換器と該熱交換器を有する循環式流動床ボイラーとに関するものである。より詳しく言えば、本発明は、ＣＦＢボイラーの外部高温循環系に関わり、言い換えると、流動床ボイラーの排気ガスから分離され、炉へ戻さねばならない固体の戻し通路に配置された熱交換器に関するものである。特に、本発明は、再加熱器を備えた実用超臨界貫流ボイラー内に効率的な熱交換器を配置することに関するものである。

ＣＦＢボイラーでは、高温蒸気が、供給水から数段で、例えばボイラーの背部通路内に配置された熱交換器により、また炉および背部通路壁の水管パネルにより、更に外部高温循環系内に配置された熱交換室により、発生させられる。ＣＦＢボイラーの開発が進んで次第に大型化し、ますます効率的になるにつれて、外部高温循環系の熱交換室の重要性が増大する。したがって、十分に高い熱伝達力を作り出すことができ、しかも種々の操業条件で融通性をもって操業できる熱交換室を首尾よくボイラーに設ける方法を見出さねばならない。

万能貫流ボイラー（ＯＴＵボイラー）は、水と蒸気との密度差を必要とせずに、水の循環を推進する力が得られ、炉壁の蒸発管が冷却される利点を有している。密度差の代わりに、ボイラーの供給水ポンプが、水の循環の推進力として働くのである。したがって、ＯＴＵボイラーでは、水の臨界点を超える圧力（２２０バール）で蒸気を加熱して高温にすることができ、それにより、ボイラーの水蒸気発生過程の効率が改善される。作業時には約１０００ＭＷ_ｅの能力を有する浮遊燃焼ボイラーの場合、炉から出る煙道ガスの温度は約１３００°Ｃだが、３００バールで蒸気が最終的に到達する温度は６１０°Ｃだった。炉温度が、通常、８５０〜９００°Ｃの循環式流動床（ＣＦＢ）ボイラーの場合、相応の蒸気値と、特に、高い再加熱温度、例えば６２０°Ｃを得るには、ボイラー熱交換器の設計には新たな解決策が要求される。

熱交換器は、高い入口温度と低い出口温度を有する大量の固体が貫流する場合に、高い効率を有する。概して、熱交換器の効率は、熱交換面を増すことで高めることができるが、それには、熱交換室内の流動床の体積を十分に大きくする必要がある。流動床の高さを増せば、流動ガスの圧力損失が増大し、流動床の幅および奥行きを増せば、構造物または空間消費の点で不都合な解決策になろう。これらの問題を避けるための有効な解決策は、単一の大型熱交換室の代わりに、少なくとも２つの別個の熱交換室を使用することである。

米国特許第５２７５７８８号に開示されているＣＦＢボイラーの熱交換器は、２つの熱交換室を含み、該熱交換室は、炉壁との関係では一方が他方の頂部に配置されているが、粒子の流れから見れば並列配置されている。粒子分離器によりボイラー排気ガスから分離された固体の望ましい部分は、これらの熱交換室内へ導入できる。この種の熱交換器の場合、双方の熱交換室内へ導入される固体は等しい温度を有し、固体の最終温度は高いままとなろう。したがって、熱交換器の熱交換効率と熱交換効率の調節可能度とは、特に低負荷の場合には不十分である。

米国特許第５５３７９４１号に開示された熱交換器では、上下に積み重ねられた２つの区画が互いに直列に接続されており、双方の区画が、並列接続された２つの熱交換室を有している。上下双方の区画は、また、バイパス通路を含み、各区画へ入る固体の一部が、このバイパス通路を介して非冷却状態で熱交換室を通り越すことができる。この種の熱交換器の調節可能性は、極めて良好だが、この場合も、熱交換器の効率および融通性は、ボイラーの作業状態すべての場合に十分なわけではない。

本発明の目的は、従来技術による循環式流動床ボイラーの熱交換器の前記欠点を軽減するために、循環式流動床ボイラーの外部高温循環系内に配置される熱交換器を提供することである。
本発明の別の目的は、特に、循環式流動床ボイラーの外部高温循環系内に配置される熱交換器、それも再加熱器を備えた高効率の循環式流動床万能貫流ボイラーに適用可能な熱交換器を提供することである。
本発明の更に別の目的は、既述のような熱交換器を備えた循環式流動床ボイラーを提供することである。

先行技術に関係する既述の問題を解決するために提供される熱交換器および循環式流動床ボイラーは、独立請求項の特徴部分に開示された特徴を有している。
本発明による熱交換器の特徴は、該熱交換器が、循環式流動床ボイラーの炉と組み合わせて配置した第１と第２の熱交換室と、高温の固体を循環式流動床ボイラーの外部循環系内の粒子分離器から固体を流動化するための第１手段を備えた第１熱交換室内へ導入するための第１入り口通路と、固体を流動化する第２の手段を備えた第２熱交換室内へ固体を導入するための第２入口通路と、冷却された固体の第１部分を第１熱交換室から第２入口通路内へ移動させる第１排出手段と、冷却された固体を第２熱交換室から炉内へ移動させる第２排出手段と、炉の内部循環系から直接に第２熱交換室内へ高温の固体を導入する入口手段とを含むことである。

したがって、本発明は、効率的な熱交換器を得るための新しい解決策を提供するものであり、該解決策によれば、熱交換器は、ＣＦＢボイラーの外部高温循環系内で直列接続された２つの熱交換室と、後置の熱交換室内へ炉の内部循環系から直接に高温の固体を導入する手段とを含む。この種の熱交換器では、十分に高い固体流量と十分に高い固体入口温度が得られると同時に、双方の熱交換室で比較的低い固体出口温度を得ることができる。

本発明の一好適実施例によれば、熱交換器は、また冷却された固体の第２部分を第１熱交換室から直接に炉内へ移動させる第３の排出手段を含む。好ましくは、これらの第３の排出手段と前述の第１の排出手段とは、冷却された固体の第１部分と第２部分との量を制御する制御手段を含む。したがって、必要とあれば、例えば、第１熱交換室内で冷却された固体が第２熱交換室内へ流入するのを阻止することも可能であり、その場合には、該固体は、もっぱら炉から直接に第２熱交換室へ流れるようにされる。このため、第２熱交換室内の固体の入口温度は可能な最高温度となり、第２熱交換室内で、例えば、高圧タービンから戻る蒸気を十分に高温になるように再加熱することができる。

前記の実施例により説明した熱交換器構成に似た構成は、また異なる燃焼モードにより駆動される循環式流動床ボイラー、すなわち一方の燃焼モードでは、直列接続された２つの熱交換室内で固体の効率的な冷却が必要とされ、他方の燃焼モードでは一方の熱交換室内でだけ固体の冷却が必要になる形式のボイラーにも適用可能である。後者のモードでは、第１熱交換室から直接に炉へ固体を戻すことができ、第２熱交換室は全く用いられない。これら２つの燃焼モードのうち、第１のモードは、例えば、酸化ガスが酸素を濃縮した空気または純粋な酸素である燃焼に対応し、後者は、普通の空気での燃焼に対応する。

本発明による熱交換器の２つの直列接続された熱交換室は、ＣＦＢボイラーの炉壁に隣接配置できるが、本発明の特に好ましい実施例によれば、第１熱交換室は第２熱交換室の上方に配置されている。この実施例は、効率的で比較的小型の数台の分離器を含む大型ＣＦＢボイラーの場合には、特に好都合であり、その場合、これら２つの上下に位置する別個の熱交換室は、分離器の下方に残る空間に配置できる。２つの熱交換室が上下に配置される場合、固体の流動床内の流動化ガスの圧力損は、分割されていない単一の対応室の場合より小さくなる。

本発明による熱交換器が超臨界ＯＴＵボイラーに接続される場合には、過熱に必要な最終温度はかなり高く、例えば６１０°Ｃとなり、再加熱燃料に要求される最終温度は更に高く、例えば６２０°Ｃとなろう。その場合、ＣＦＢボイラー炉内の温度が、例えば８５０‐９００°Ｃであれば、ボイラー蒸気サイクルの最終熱交換面を内包する熱交換器は、目標過熱温度を得るためには、極めて効率的に構成せねばならない。この種の熱交換器は、本発明により、蒸気サイクルの最終過熱器を熱交換器の第１熱交換室内に配置し、ボイラー蒸気サイクルの最終再加熱器は、最も好ましくは第１熱交換室の下方に位置する第２熱交換室内に配置することで、効果的に実現できる。

本発明により、高温固体が、直列配置された熱交換室の１つへ炉から直接に供給される場合、ボイラーの全負荷時には、該熱交換室内に十分な再加熱温度が達成できる。このことは、とりわけ、大型の循環式流動床万能貫流ボイラーの場合、ボイラー高さがかなり高く、熱交換面が炉内に配置されているため、通常、ボイラー下部領域内の温度がボイラー上部領域の温度より高いという意外な発見の結果による。したがって、炉の内部循環系から直接に供給され、炉の下部領域の温度に近い温度を有する固体は、炉の排気ガスから分離された、ボイラー上部領域の温度に相当する温度を有する固体より高温である。特に、明らかになった点は、標準モードで十分な再加熱温度に達するのが特に難しい場合、低負荷時には、ＣＦＢボイラーの上下領域の温度差が一層顕著になるという点である。他方、十分な過熱温度に達することには問題がない。なぜなら、全負荷時には、ボイラー効率が高まる結果、目標過熱温度に到達するからである。
以下で、添付図面を見ながら本発明の説明を行う。

図１は、本発明の一好適実施例によるＣＦＢボイラー１０を示している。該ボイラーは、炉１２、炉の上部領域と接続された出口通路１４、出口通路１４に接続された外部高温循環系用の粒子分離器１６を含み、該粒子分離器１６の下部が、粒子分離器１６で分離された固体を炉１２の下部領域へ戻す戻し通路１８に接続され、前記粒子分離器の上部は、ボイラーの背方通路へ浄化された煙道ガスを排出する煙道ガス・ダクト２０と、ガス浄化装置と、更に排煙筒を介して環境とに連通している。（最後に挙げた複数装置は、先行技術により公知であり、本発明の一部ではないので、図１に示されていない）。ＣＦＢボイラー１０は、例えば自然循環式ボイラーまたは超臨界ＯＴＵボイラーでよい。炉１２の下部領域には、燃料、不活性床材料、相応の硫黄結合剤を炉へ供給する手段２２が備えられ、炉の底部には、酸素含有流動化ガスを供給する手段、言い換えるとガス入口通路２４、ウィンドボックス２６、ノズル２８が備えられている。

ボイラーの稼動時、ノズル２８を介して適当な速度で供給された酸素含有流動化ガス、例えば空気は、流動床内で燃料を、通常、約８５０‐９００°Ｃで燃焼させるが、その場合、煙道ガスと、飛沫同伴される固体、主として灰、不活性床材料、不燃焼燃料とが、出口通路１４を介しボイラー上部領域から出て、粒子分離器１６へ流入する。粒子分離器１６は、高温固体を煙道ガスから分離し、高温固体は、戻し通路１８を通って熱交換器３０へ送られ、熱交換器内に配置された熱交換面３２，３４によって冷却された後、炉１２の下部領域へ戻される。大型のＣＦＢボイラーは、通常、数台の並列粒子分離器と戻し通路に接続された複数熱交換器とを備えているが、簡明にするために、図１には１粒子分離器のみが示されている。

通常、炉１２の炉壁は、いわゆる蒸発表面として役立つ水管パネル製であり、この水管パネル内で、ボイラー蒸気サイクルの高圧供給水は、ボイラー背方通路に配置された節炭器（図１に図示せず）内で加熱され、蒸気に変換される。蒸気温度は、更に過熱器により高められ、該過熱器の最終段は、通常、外部高温循環系の熱交換器３０内に配置されている。過熱された蒸気は、発電機に接続された高圧蒸気タービン内へ送られ、発電する。高効率のボイラーの場合、低圧で高圧タービンを出る蒸気は再加熱器へ送られ、再加熱される。好ましくは、再加熱器の最終段は外部高温循環系の熱交換器３０内に配置することもできる。それにより発生する高温蒸気は、更に低圧タービンへ送られ、発電量を増大させ、プラントの全体効率を高める。再加熱を利用する蒸気発生は、自体公知であり、したがって、ここではこれ以上詳細には説明しない。

図１に示した本発明の一好適実施例では、熱交換器３０が、第１熱交換室３６と、その下方に配置された第２熱交換室３８とを含み、各熱交換室が熱交換面３２，３４を備えている。第１と第２の熱交換室３６，３８の底部には、熱交換室ナイセ生成された固体床を流動化するための、ガス入口ダクト４０，４２、ウィンドボックス４４，４６、ノズル４８，５０が備えられている。

図１に示した一好適実施例では、分離器１６から出た固体は、戻し通路１８に沿って移動し、ガス・シール５２をへて第１熱交換室３６内の粒子流動床上部へ送られる。熱交換室の下部領域は、好ましくは上昇通路５４に接続され、該上昇通路の下部にはノズル５６が備えられ、このノズルによって、固体流は、目標速度で熱交換室３６を通過し、更に上昇通路５４の上部から排出され、第２熱交換室の入口通路５８内へ送られる。熱交換室３６の上部領域は、好ましくは溢れ通路６０を備え、上昇通路５４から排出される固体量が、分離器１６から熱交換室３６に入る固体量より少ない場合は、過剰な固体が溢れ通路から排出される。熱交換室を通る固体量は、好ましくは上昇通路５４と溢れ通路６０とによって調節可能である。幾つかの場合には、熱交換室の他の公知構成、例えば米国特許第５５３７９４１号に開示された構成も利用できる。

図１の構成の場合、下方の熱交換室３８は、次の点以外は上方熱交換室と等しい。すなわち、熱交換室に入る粒子流が、上方熱交換室の上昇通路５４の上部と溢れ通路６０とから、入口通路５８に沿って下方熱交換室３８内の粒子流動床上部へ送られる点である。加えて、下方熱交換室３８の上昇通路６１の上部と溢れ通路６２とから排出される固体は、炉１２へ送られる。
図１に示した本発明の一好適実施例によれば、下方熱交換室３８の上部領域、好ましくは入口通路５８は、炉１２内部の固体循環系から直接に固体を熱交換室３８内へ送入するための入口開口６４を含む。これらの入口開口は、好ましくは、炉下方領域の斜面６６に設けられており、その場合、高温固体は、ボイラーの負荷が小さい時にも開口６４を通って熱交換室３８内へ入り、また、その場合、炉１２内の固体流動化速度は比較的低い。

本発明の一好適実施例によれば、上方の熱交換室３６の熱交換面３２は、ボイラー１０の蒸気サイクルの最終過熱器であり、下方の熱交換室３８の熱交換面３４は、蒸気サイクルの最終再加熱器である。大型の万能循環式流動床貫流ボイラーの炉温度は、特に低負荷の場合、ボイラー下方領域内が最高温なので、この構成では、低負荷でも、十分に高い再加熱温度を得ることができる。熱交換室３６，３８の熱交換面３２，３４は、また前記とは別の熱交換面であってもよい。例えば、双方のどちらかが過熱器または再加熱器であればよい。

図２は、本発明の第２好適実施例による熱交換器６８を示している。熱交換器６８が図１の熱交換器３０と異なる点は、その熱交換室７０が、下方の熱交換室へ通じる上昇通路の側部による第２の上昇通路７２を備え、この第２上昇通路が、熱交換器６８から排出される固体を排出通路７４に沿って直接に炉１２へ通過させる。上昇通路７２の下部に個別の複数流動化ガス・ノズル７６を備えることで、流動化ガスが、図１の第１ノズル５６または図２の第２ノズル７６へ送られ、それによって、熱交換器６８内で冷却された固体を下方の熱交換室７８かまたは直接に炉１２へ導入できる。

粒子分離器によって分離された固体から出来るだけ多くのエネルギー回収が望まれる場合は、上方の熱交換室７０内で冷却された材料を下方の熱交換室７８へ送るのが好ましい。相応に、下方熱交換室に入る固体の温度が出来るだけ高いことが望ましい場合は、上方熱交換室７０内で冷却された材料を直接に炉１２へ送るのが好ましい。その場合、冷却されない固体のみが、直接に炉の内部循環系だけから入口開口８０を通って、またはことによると外部高温循環系からも溢れ通路８２を通って、下方熱交換室へ流入する。

図３は、本発明の第３好適実施例による熱交換器８４の水平横断面図である。この実施例が既述の２実施例と異なる点は、特に、第１熱交換室８６と第２熱交換室８８とが、固体流から見ると直列接続され、炉１２の壁部との関係で見れば並列配置されている点である。循環式流動床ボイラーの外部高温循環系の粒子分離器から排出される固体は、戻し通路に沿って第１熱交換室８６へ送られ、該室８６の下部領域からは、上昇通路９０を介して炉１２戻すことができる。上昇通路下部に配置された流動化ガス・ノズル９２を介して十分な流動化ガスが上昇通路９０内へ導入されない場合には、熱交換室へ入る固体または固体の一部は、室の上部領域に設けられた溢れ通路９４をへて炉１２に入って終わる。

図３に示した第１熱交換室８６の具体的な特徴は、室８６の下部に設けられた第２の上昇通路９６であり、該上昇通路によって、固体は、熱交換室８６の下部領域から熱交換室８８の上部領域へ入ることができる。上昇通路９６の下部には、個別の流動化ガス・ノズル９８が備えられているので、流動化ガスを上昇通路９０，９６のノズル９２，９８を介して適当な割合で供給することで、第１熱交換室８６内で冷却された材料の目標量を第２熱交換室８８へ送ることができる。好ましくは、第１と第２の熱交換室８６，８８は、例えば図１に示した入口手段に対応する入口手段を含み、この入口手段によって、高温固体をも直接に炉１２の内部循環系から供給することができる。

図３には、直列接続された２つの熱交換室８６，８８が示されている。別の好適実施例の場合、熱交換器は、並列接続された３つの熱交換室を含み、該熱交換室の最大２つが第１熱交換室として働き、高温固体は直接に粒子分離器から２つの第１熱交換室内へ送られる。第３の室は、好ましくは、２つの第１室の間に配置されることで、所望とあれば、第１室のうちのいずれかまたは双方から中間の第２室へ、冷却された固体を供給できる。

図３は、簡明にするために、各上昇通路９０，９６を１つだけ示したが、構造上、操作上の理由から、上昇通路は、２つ以上の並列通路に分割したほうがよい場合が少なくない。したがって、例えば溢れ通路９４は、好ましくは、２つの並列上昇通路間に配置できる。言うまでもなく、異なる形式に関わる室数も、既述の数より多くすることができる。また、複数室の一部は、図３のように並列配置し、他の室部分は図１および図２のように上下配置することもできる。
以上、本発明を少数の構成で説明した。これらの構成は本発明の範囲を制限する意図のものではなく、本発明は、特許請求の範囲に記載された定義によってのみ制限されるものである。

本発明の１好適実施例による熱交換器を備えた循環式流動床ボイラーの模式的鉛直断面図。 本発明の第２実施例による熱交換器の模式的鉛直断面図。 本発明の第３実施例による熱交換器の模式的水平断面図。

Claims (7)

1. 循環式流動床ボイラー（１０）の熱交換器（３０，６８，８４）であって、
   循環式流動床ボイラーの炉（１２）と接続配置された第１熱交換室（３６，７０，８４）および第２熱交換室（３８，７８，８８）と、
   高温の固体を、循環式流動床ボイラー（１０）の外部循環系の粒子分離器（１６）から、固体を流動化するための第１手段（４０，４４，４８）を備えた第１熱交換室（３６，７０，８６）内へ導入する第１入口通路（１８）と、
   固体を流動化するための第２手段（４２，４６，５０）を備えた第２熱交換室（３８，７８，８８）内に固体を導入するための第２入口通路（５８，９６）と、
   冷却された固体の第１部分を第１熱交換室（３６，７０，８６）から第２入口通路（５８，９６）へ移動させるための第１排出手段（５４，５６，９８）と、
   冷却された固体を第２熱交換室（３８，７８，８８）から炉（１２）へ移動させる第２排出手段（６１）とを含む前記熱交換器において、
   高温固体を炉（１２）の内部循環系から、直接、第２熱交換室（３８，７８，８８）内に導入する入口手段（６４，８０）を含むことを特徴とする循環式流動床ボイラーの熱交換器。
2. 前記熱交換器が、冷却された固体の第２部分を第１熱交換室（７０，８６）から、直接、炉（１２）に移動させるための第３排出手段（７２，７４，７６，９０，９２）を含むことを特徴とする請求項１に記載された循環式流動床ボイラーの熱交換器（３０）。
3. 前記第１排出手段（５４，５６，９８）と前記第３排出手段（７２，７４，７６，９０，９２）とが、冷却された固体の第１部分と第２部分の量を制御する制御装置（５６，７６，９２，９８）を含む請求項１に記載された循環式流動床ボイラーの熱交換器（３０）。
4. 前記第１熱交換室（３６，７０）が第２熱交換室（３８，７８）の上位に配置されることを特徴とする請求項１から請求項３までのいずれか１項に記載された循環式流動床ボイラーの熱交換器（３０）。
5. 前記第１熱交換室（３６，７０，８６）が、ボイラー蒸気サイクルの最終過熱器を含み、前記第２熱交換室（３８，７８，８８）が、ボイラー蒸気サイクルの最終再加熱器（４８）を含むことを特徴とする請求項１から請求項４までのいずれか１項に記載された循環式流動床ボイラーの熱交換器（３０）。
6. 炉（１２）と、外部高温循環系用の粒子分離器（１６）と、外部高温循環系の戻し通路（１８）に配置された熱交換器（３０，６８，８４）とを含む循環式流動床ボイラー（１０）において、
   前記熱交換器（３０）が請求項１から請求項５までのいずれか１項の記載によるものであることを特徴とする循環式流動床ボイラー（１０）。
7. 実用超臨界貫流ボイラーである循環式流動床ボイラー（１０）。

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