TW201326079A - 鍛燒反應器系統 - Google Patents

Abstract

本發明係關於一種用於金屬碳酸鹽MeCO3脫碳之方法，該方法包括脫碳成金屬氧化物MeO及二氧化碳CO2：在流化床反應器中，利用來自氧燃燒製程之富CO2排氣流流化MeCO3，以生成富MeO流及富CO2流；將該MeCO3加熱至將金屬碳酸鹽MeCO3脫碳成金屬氧化物MeO及二氧化碳CO2之溫度；其中該溫度對應於二氧化碳CO2之平衡壓；但條件為該金屬碳酸鹽MeCO3之滯留時間需使該脫碳形成氧化鈣及二氧化碳；調整二氧化碳之分壓；將金屬碳酸鹽MeCO3流輸送至流化床反應器以進行循環流化床(CFB)之脫碳；及在該流化床反應器中脫碳前，使二氧化碳CO2自該金屬碳酸鹽MeCO3流分離出以形成富金屬碳酸鹽MeCO3流。本發明亦關於一種將金屬碳酸鹽脫碳成金屬氧化物及二氧化碳之系統1。

Description

鍛燒反應器系統

本發明係關於一種用於將二氧化碳脫碳成富二氧化碳(CO₂)廢氣之方法。

本發明係關於一種用於二氧化碳(CO₂)脫碳，特定言之CaCO₃鍛燒之系統。

在用於CO₂脫碳，更特定言之石灰石(CaCO₃)顆粒脫碳(或鍛燒)之系統中，需熱輸入以轉移平衡點(吸熱反應)，以釋放出CO₂。尤其為捕獲CO₂，其中需接近純化之CO₂產物，在大氣壓下需高溫(~900℃及以上)。由於平衡反應之特性，若使反應器溫度降溫低於890至900℃(CO₂環境，1 atm)，鍛燒反應則完全停止。

因CaCO₃顆粒脫碳，故形成CaO之多孔層。所形成CaO之表面積對體積比可能因脫碳環境而受到影響。由於燒結作用類型，表面積對體積比於升溫下減小。當所選擇的脫碳溫度遠高於900℃時，為防止反應如上述停止，使每單位體積之表面積損耗及顆粒發生反應。若形成之CaO係計劃於製程中作為吸收劑以自廢氣捕獲CO₂，此具有特定的負面影響。所形成之CaO之脫碳速率與許多變量成函數關係，但最重要地，升溫下之反應溫度及顆粒滯留時間。由於CaO多孔層之精緻性，尤其在高溫下，應盡可能溫和地進行顆粒處理。針對此事實：CaCO₃之脫碳反應相當慢以致需相當長的反應時間，使該顆粒處理變得甚至更加重 要。基於CaCO₃於純CO₂環境中，在大氣壓下進行鍛燒之實驗結果，於920℃下，需~70 min將~70% CaCO₃轉化為CaO。轉化速率可於升溫下增加(即，1020℃下，95%)，然與吸收劑(CaO)失活相關。此點論述於以下中：Y.Wang,S.Lin,Y.Suzuki，'Study on limestone calcination with CO2 capture：Decomposition behavior in a CO2 atmosphere'，Energy & Fuels,21：3317-3321,2007，亦及Y.Wang,S.Lin,Y.Suzuki，'The Experimental study on CO2 capture conditions of a fluidized bed limestone decomposition reactor'，Fuel Processing Technology 91：958-963,2010。

亦可藉由在鍛燒期間減小CO₂分壓來操縱脫碳反應之平衡。此點論述於J.Blamey,E.J.Anthony,J.Wang及P.S.Fennell之'The calcium looping cycle for large scale CO2 capture'，Progress in Energy and Combustion Science，36：260-279,2010中。於轉移點溫度下，發生脫碳反應及由大氣壓下，CaCO₃上方之CO₂平衡分壓來界定反應之停止。因此，考慮到存在使CaCO₃上方之CO₂分壓減小之惰性氣體，可降低釋放出CO₂所需要的溫度。只要惰性氣體可輕易地從CO₂產物流分離出，此種惰性物質可用以降低鍛燒反應所需要的溫度值，使熱量來源選擇具有一些靈活度。

因此，需要一種用於自CaCO₃進行二氧化碳脫碳形成富CO₂廢氣之反應方法及系統，其：可小心地控制鍛燒反應器溫度； 溫和處理顆粒；提供CaCO₃轉化充足的顆粒滯留時間；具有良好的混合特性以確保反應連續進行，即，使冷點降至最低，利用小於900℃之溫度。

目前，為達以上所述目的，應用循環流化床(CFB)反應器系統。CFB系統由其中固體在常稱為立管之設備中經由流化氣體向上輸送之此段組成。在立管中之流化速度經常遠大於單顆粒最終速度，以需氣體-固體分離裝置來回收所夾帶的顆粒。回收顆粒後，將此等經由常稱為CFB下行管之立管向下輸送回CFB立管入口。CFB立管可以較高或較低氣體/蒸氣流速及氣體/蒸氣表面速度操作。較低速度與快速流化操作方式相關聯及較高氣體/蒸氣速度與氣動輸送方式相關聯。固體於CFB中之滯留濃度於高流化速度下變低及所需顆粒循環速率增加。不論哪種操作方式，CFB立管之快速流化或氣動輸送方式顯示高孔隙分率特徵(低固體濃度)。傳統的CFB下行管更類似於具有較高固體濃度之移動床，但特徵上不具有供熱給製程之構件。

目前用於CaCO₃之脫碳或鍛燒之反應器常見於水泥產業中。經由空氣燃料燃燒煤及/或廢棄物來加熱反應器。一系列旋風器充作一種預熱逆流冷卻反應器廢氣之冷石灰石進料之方法。平均粒徑通常小，以避免因增大較大顆粒之傳熱阻力，對鍛燒製程之負面影響。下游鍛燒爐為通常稱為燒結爐之旋轉窯。燒結爐之石灰(CaO)進料之表面結構及特性並不重要，因為離開燒結爐之物質之最終溫度完全 高於1200℃。因此無需關注對鍛燒溫度之控制。加熱反應CaCO₃之燃燒氣體中氮氣量大，導致在明顯較低的操作溫度(770-780℃，就具有~12-13% CO₂之廢氣而言)下開始鍛燒，然排除反應器方案之CO₂捕獲目的。

目前正開發不同反應器方案以特別地用於捕獲CO₂，一些致力於組合空氣燃料製程以免除對以氧氣為主之燃燒之需求，參見：例如，Abanades,「Conceptual design of a three fluidized beds combustion system capturing CO2 with CaO」，International Journal of Greenhouse Gas Control,第5卷，(2011)，498-504頁。所提出系統之一缺點為所需高燃燒溫度，以經由直接固體熱交換器轉移適宜熱量，導致反應物破壞從而提高所需的吹洗速率。較低溫與較大固體循環速率及增大之流化用之鼓風機功率相關聯。

於應用CFB反應器之其他系統中，高氣體速度意指固體再循環，以為CaCO₃轉化提供充足的滯留時間。高氣體速度傾向於以高溫下多次旋風通過來拋光吸收劑顆粒之精緻CaO層。

固體再循環系統未受熱，因此，或選擇比反應必要溫度更高的反應溫度，或因反應顆粒的吸熱冷卻，使大部分系統體積未參與反應中。

下述本發明、方法及系統係藉由整合於循環流化床(CFB)下行管系統之流化床反應器(例如氣泡流化床反應器)來幫助鍛燒反應。藉由添加少量流化氣體/蒸氣之將 CFB下行管系統移入氣泡床方案之改良提供若干優點及避免先前技術反應器之一些缺陷及不足之處。

本發明之一實施例係一種將金屬碳酸鹽MeCO₃脫碳成金屬氧化物MeO及二氧化碳CO₂之方法，該方法包括：利用來自氧燃燒製程之富CO₂排氣流在流化床反應器中流化處理MeCO₃以生成富MeO流及富CO₂流；將該MeCO₃加熱至將金屬碳酸鹽MeCO₃脫碳成金屬氧化物MeO及二氧化碳CO₂之溫度；其中該溫度對應於二氧化碳CO₂之平衡壓；但條件為該金屬碳酸鹽MeCO₃之滯留時間需使脫碳形成金屬氧化物MeO及二氧化碳CO₂；調整二氧化碳之分壓；將金屬碳酸鹽MeCO₃流輸送至流化床反應器以進行循環流化床(CFB)脫碳；在流化床反應器脫碳前，自該金屬碳酸鹽MeCO₃流分離出二氧化碳CO₂而形成富金屬碳酸鹽MeCO₃流。

該方法之一實施例中，滯留時間係由選自氣泡流化床反應器或湍流流化床反應器之流化床反應器提供；較佳係氣泡流化床反應器。

本發明之一實施例是一種將金屬碳酸鹽MeCO₃加熱至使CaCO₃自發脫碳之溫度的方法，該溫度取決於CO₂之分壓及可高達950℃，通常加熱至介於850與950℃之間之溫度。

本發明之一實施例是一種CO₂分壓係藉由添加惰性組份 (諸如添加水)調整的方法。

再者，該方法可包括藉由組合直接及間接法來加熱流化床反應器。

根據本文說明之其他態樣，本發明之一實施例係一種用於金屬碳酸鹽脫碳之系統，該系統包括：- 流化床反應器，其中金屬碳酸鹽(MeCO₃)脫碳成金屬氧化物(MeO)；該反應器為在高於對應於二氧化碳CO₂之平衡壓之溫度之溫度下操作之流化床，但條件為金屬碳酸鹽MeCO₃之滯留時間需使脫碳形成金屬氧化物MeO及二氧化碳CO₂；及其中調整二氧化碳之分壓；- 分離單元，其係用於分離成富二氧化碳CO₂廢氣流及富金屬氧化物MeO流；- 用於加熱該流化床反應器之加熱系統，於適宜溫度下提供熱量以進行金屬碳酸鹽脫碳；；- 循環流化床(CFB)立管，其係用以在富金屬碳酸鹽MeCO₃流進入該流化床反應器前，將其輸送至該分離單元；- 傳送該富二氧化碳CO₂廢氣流用於進一步處理之管路；- 傳送富MeO流用於進一步處理之管；及- 傳送富MeCO₃流至該CFB立管之管。

不同管可在同一位置進入該CFB立管。

由於流化床反應器中顆粒濃度高，故可藉由該系統達成最大床-壁熱傳遞係數。藉由引入諸如水之惰性組份亦及選擇流化速度可局部影響CO₂分壓。

固體MeCO₃的滯留時間應足以使脫碳形成氧化鈣及二氧化碳，及可對其調整。

該流化床反應器及該循環流化床(CFB)立管可整合成一件設備，其中熱氣體離開突向CFB立管之下段之管，從而保護流化物質之流化床位於管端下方及輸送管端上方的物質至分離單元。

該循環流化床(CFB)立管係用以在富金屬碳酸鹽MeCO₃流進入該氣泡流化床反應器之前將其傳送至分離單元。該CFB立管經由離開拋光機之熱燃燒氣體(直接，以及含氧燃料)或一些其他流化介質(間接，以及替代性熱源、空氣燃燒物等)傳送富金屬碳酸鹽MeCO₃流至該分離單元。

在利用氧氣直接加熱以燃燒及獲得氧氣-燃料情況下，可在初始燃燒製程中使用相對高濃度的氧氣，達到高溫及改良熱傳遞，可藉由添加另一份燃料(諸如煤)而使剩餘氧氣在CFB立管段中進一步反應，該燃料經轉化而釋放出熱量以及允許在CFB立管段中再鍛燒。

根據該方法及系統之一實施例，所需要的滯留時間係由選自氣泡流化床反應器或湍流流化床反應器之流化床反應器提供；較佳係氣泡流化床反應器。此外，額外的滯留時間係由選自氣泡流化床反應器或湍流流化床反應器之流化床反應器之耦合提供；較佳係氣泡流化床反應器。

包括氣泡流化床反應器之系統所獲得之一優點為因較高熱傳遞係數超出常見氣體-氣體熱交換系統所期望，故可減小熱傳遞表面積。此點對於大體積廢氣之間接空氣點燃系統而言具重要性。

因藉由幾種內件(例如管)將大體積流自流化床分離出，故顆粒在氣泡床方案中密集流化。因此亦延長碳酸鈣固體顆粒之滯留時間。

再者，可藉由該方法及本文所定義之該系統達成均勻溫度分佈，其中可防止經歷燒結及/或失活(表面積損耗)之熱點或過熱單顆粒。失活導致表面積損耗。

此外，可使系統之反應體積維持在略高於對應於二氧化碳之平衡分壓之溫度之溫度下，從而確保每設備單位體積之最佳利用率。

於該系統中，倒換CFB立管及反應器之順序，使得離開鍛燒反應器之富金屬氧化物MeO固體流於該CFB立管中向上輸送到達碳化製程以捕獲CO₂。

脫碳反應可藉由(例如)石灰石進行。石灰石包括不同的金屬碳酸鹽及鍛燒製程中所包括的金屬碳酸鹽可選自碳酸鈣(CaCO₃)，例如呈方解石或霰石形式；碳酸鎂(MgCO₃)，例如呈菱鎂礦形式；碳酸鋁(Al₂(CO₃)₃)；碳酸鋅(ZnCO₃)；或呈碳酸鈣鎂形式，諸如白雲石(CaMg(CO₃)₂)。所列並非詳盡。

根據本發明之一實施例，加熱系統提供介於850與950℃之間之溫度，以將金屬碳酸鹽MeCO₃脫碳成CO₂及MeO， 典型地，將碳酸鈣CaCO₃脫碳成CO₂及CaO。該加熱系統可為氧氣燃料點火系統，諸如氧氣燃料燃燒系統或氧氣點火之燃氣輪機(直接)；或，該加熱系統與輸送固體製程分離(間接)，諸如，空氣點火系統。

根據本發明之一實施例，將惰性組份添加於流化床反應器中來調整CO₂分壓。該惰性組份並非二氧化碳CO₂。

此外，調整二氧化碳平衡壓之構件係藉由將水添加至流化床反應器，例如，氣泡流化床反應器；於一選擇中，水係藉由再循環含水廢氣添加。由於反應器中之高顆粒濃度，引入此惰性組份可能會局部影響CO₂分壓。

添加水係一種調整，較佳地減小，發生脫碳或鍛燒之反應器中二氧化碳CO₂之平衡分壓的方式。因此，所需反應溫度降低。水可作為主要流化介質添加，或藉由含水廢氣再循環。

藉由降低二氧化碳之平衡壓，可增加熱傳遞之溫差，或可使用新熱源，沒有該配置將不可行。

因此，本發明提供一種系統，其中可將脫碳所需溫度自900降至850℃，及因此可應用於在低於950℃之溫度下操作之發電廠。此外，反應溫度降低對吸收劑活性具有積極影響。

根據本發明之一實施例，經由氧氣燃燒製程產生的熱量來加熱氣泡流化床反應器，該氧氣燃燒製程產生熱燃燒氣體，隨後用於CFB立管中用於反應及輸送目的(直接)。

此外，可藉由另一熱源(空氣點燃燃燒、循環氣體、液 體或固體流)來加熱氣泡流化床反應器及CFB立管需另一輸送介質(間接)。

下文參照附圖更詳細地論述本發明。

本發明之方法及系統可包括藉由以氧氣為主的燃燒及直接輸送，或藉由另一來源及間接輸送之熱量輸入，或組合兩種製程來加熱反應器。

文中術語「直接」意指利用自以氧氣為主的燃燒製程之熱燃燒氣體來輸送CFB立管中之固體。於該意義上，術語「直接加熱」係指用於氣體與顆粒間熱傳遞之機構，因此需氧氣-燃燒形式(氧氣鍋爐，或氧氣點火燃氣輪機)。

文中術語「間接」意指任一其它加熱介質(熱固體流、氣體或液體)及固體藉由非燃燒廢氣之其他流體流化輸送。於此情況下，氣體與顆粒間無法「直接加熱」。

文中術語「氣泡流化床反應器」或「BFB」意指反應器中存在之固體之流化在該反應器中幾乎完全之反應器。固體在該反應器中像液體一樣「鼓泡」然可在床與稀相段之間觀察到明顯的過度或表面。

文中術語「湍流流化床反應器」意指反應器中流化狀態比BFB更湍流及一些較小流化顆粒被攜帶至稀相段且可能離開反應器之反應器。很少定義氣泡床表面與所謂稀相段之間的過度。

文中術語「快速流化」或「循環流化」床「CFB」反應器意指所有流化固體被攜帶出該床之反應器。不再係氣泡 床而是下部區域緻密與上部區域不大緻密。

脫碳係吸熱反應，因此需熱量輸入及反應係在足以在接近純化的CO₂環境下驅動反應之高溫(就純化CO₂而言至少900℃及就稀釋之CO₂而言更低)下進行。

若反應器系統之一區段於1 atm下在純化CO₂環境中溫度降至900℃以下(諸如899℃或更低)，則脫碳反應完全停止。

於傳統的CFB反應器系統中，下行管中溫度飛速降低以致反應完全停止，或者，若CFB立管選擇高反應溫度(以避免前一問題：在下行管中冷卻至899℃以下)，吸收劑可能因燒結效應而受損。

因此，該流化床反應器10(尤其係氣泡流化床反應器)提供顯著改良。再者，由於高度混合，可使床的控制溫度幾乎接近常數，因此亦可避免熱點。

圖1示意性呈示用於脫碳之系統。用於脫碳之該系統1包括為氣泡流化床反應器之一流化床反應器10，於其中發生反應，因此將金屬碳酸鹽脫碳成金屬氧化物MeO及二氧化碳CO₂，例如，碳酸鈣(石灰石)CaCO₃脫碳成氧化鈣(石灰)CaO及二氧化碳CO₂。該反應亦稱為鍛燒。例如，使該系統1與用於碳化之系統整合在一起，因而，於該系統中，(例如)廢氣中CO₂係藉由與氧化鈣CaO反應形成碳酸鈣CaCO₃而進行捕獲。經由管34將富碳酸鈣CaCO₃流饋入該系統1之CFB立管40中。例如，自碳化反應器傳送該富碳酸鈣CaCO₃流。亦可將碳酸鈣與來自脫碳反應之一些剩餘 氧化鈣一起經由管32饋入該CFB立管中。

圖1繪示一種系統，其中該氣泡流化床反應器10係藉由以氧氣為主之燃燒製程受熱及將所得的燃燒氣體用於流化、輸送及加熱CFB立管中之顆粒。於氧氣點火製程中，該系統中之熱量係由產生諸如(例如)二氧化碳CO₂及可能之水蒸汽H₂O之熱燃燒氣體之燃燒系統提供。該製程可於任一適宜設備中進行，並利用包含諸如煤之固體燃料之任何類型燃料且可具有輻射加熱器、鍋爐、燃氣輪機等之形式。

於該實施例中，反應器係藉由一加熱系統12受熱，於該加熱系統中，熱燃燒氣體(經由管道73由70中之氧氣燃燒製程所產生的熱氣流71)，係用於隨後直接輸送及加熱CFB立管40中固體。

由於70中之氧氣燃燒製程所產生之流71中之高CO₂含量，所以該系統在該CFB立管中採用直接加熱，70中分別經由管道74及管道75饋入燃料(任何形式，包括煤、廢棄物等)及氧氣。

儘管在圖上，該氣泡流化床反應器10係與該CFB立管40分開，然亦可將兩個單元操作組合成一件設備，其中下段係專用作氣泡流化床反應器10及上段係專用作CFB立管40。如此，該流73界定自該第一功能向第二功能之轉變。

自該分離單元20分離出的固體流經由出口22及管道24傳送至該氣泡流化床反應器10。該固體流進入該氣泡流化床反應器10之頂部。

於較高壓力下，經由管道53將少量再循環燃燒氣體饋送至反應器(以克服氣泡流化床反應器中固體之壓降增加)，或者，該流可用以替代或補充亦於該系統中再循環之自經由出口26及管道21之來自分離單元之富二氧化碳廢氣流分離出之該流。使經管道21所傳送之該氣流通過一冷卻器55。可使離開之CO₂之一部分保持在500℃以上，此取決於CO₂再循環風機之類型，然而，於某一點時，CO₂流需在輸送前冷卻以移除冷凝水，所期溫度取決於可用的設施及最終產物規格。

可經由管道28傳送該富二氧化碳氣體用於進一步處理。視情況，在該富二氧化碳氣體(CO₂產物)經由管道60進一步處理之前，可於冷凝器58中降低水含量。水及凝結物以另一流65離開該系統。

通過管道21及於系統中再循環之該氣體通過風機51以加壓氣流，然後再循環以調整以氧氣為主之燃燒製程及另用以輸送及加熱進入CFB立管40(經由管34)並最終離開40的富CaCO₃流，夾雜固體係藉由分離單元20分離。

該氣泡流化床反應器10更特定言之為氣泡流化床熱交換器，於其中流化固體發生反應。考慮到隨後分離，反應器係經53饋入富CO₂流化氣體或流的補充流或其他一些氣體。將該富二氧化碳氣體進一步分為第二較大流，其經由風機52受到較低程度地加壓並以緩和氣體經由管道53傳送至該燃燒單元70中。71中該燃燒產物氣體加熱該反應器及最終經由直接熱轉移加熱並輸送40中之固體。使過量氧氣 留存於經由管道73離開70之氣體中，目的為了與添加富CaCO₃固體流之相同位置所添加之另一燃料隨後發生反應。如此，該輸送氣體不但可直接加熱，而且可進一步在該CFB立管段中燃燒。

如此，可於初始燃燒製程中使用相對高濃度的氧氣，於氣泡流化床段中達到高溫從而改良熱傳遞，同時，添加另一份燃料(諸如煤)，使剩餘氧氣進一步在CFB立管段中反應，該燃料轉化而釋放出熱量且允許於CFB立管中再鍛燒。

該脫碳反應生成二氧化碳及氧化鈣CaO，於該反應器10中最終反應後，經管31傳送用於進一步處理或輸送至CFB立管以於40中之夾帶及輸送及最終於20中進行分離。可將該富CaO固體流分成經由管33傳送至碳化系統(一種捕獲二氧化碳CO₂之製程)之流。另一部分可經管32回送至該CFB立管40。

若單元10及40不建在一起，則於10中反應之固體之一小部分夾帶於分離單元45分離出的流化氣體及釋放出的CO₂中，於該分離單元中分離固體及氣體。例如，該分離單元45為旋風分離器。來自反應器之氣流經管道37送至分離單元45，然後分離出之CO₂經管道23送至管道21。氧化鈣CaO係經由管35送回至CFB或經由管35送回至碳化反應器。

若單元10及40建在一起，則除了整股氣流之外，所夾帶固體之一小部分以與流73平行方式升入CFB立管中。於此 情況下，緻密固相濃度低於管(內件)端，其中73進入該CFB立管及界定下方氣泡流化床反應器作用結束及上方CFB反應器作用開始之點。此情況下並不需要分離單元45及連接流。

在所有情況下，經由管31，富CaO固體流係自氣泡流化床反應器單元10移去。該等固體可作為CaO產物經由管33送至所連接之碳酸化器反應器系統或界區(battery limit)。

上文所述之用於自CaCO₃進行二氧化碳脫碳形成富CO₂廢氣之系統及方法之優點為該系統及方法：可謹慎地控制氣泡流化床反應器之溫度；溫和處理顆粒；提供CaCO₃轉化充足的顆粒滯留時間；及具有良好的混合特性以確保反應連續，即，在低於900℃之溫度下，使冷點降至最低。

圖2繪示一種系統，其一定程度上類似於以上所述，然富CaCO₃固體之傳送係利用與以氧為主的燃燒製程無關之流化介質進行。加熱來源則可為空氣點火或使用不同的熱固體、液體、氣體流等。於此情況下，圖2所示之系統係與碳化系統整合在一起，因而，於系統中，例如廢氣中CO₂係藉由與氧化鈣CaO反應形成碳酸鈣CaCO₃而加以捕獲。經由管234，將富碳酸鈣CaCO₃流饋入系統1之CFB立管240中。

藉由於系統中再循環之流化氣體，經由管道221，將含有碳酸鈣CaCO₃及數份氧化鈣CaO之固體傳送於CFB立管240中，於此情況下，流化氣體並非熱燃燒產物，而是脫碳/鍛燒反應之熱產物。

經由管241，將固體流自CFB立管240傳送至分離單元220以分離氣體-固體，其中將包含碳酸鈣及氧化鈣之固體自富二氧化碳氣體分離出。

經由出口222及管道224，將分離單元220所分離出的固體流傳送至流化床反應器210，其為氣泡流化床反應器。該固體流進入氣泡流化床反應器210之頂部。

該反應器於850至950℃之溫度(較佳900℃之溫度)下操作。

於該實施例中，以間接方式加熱該氣泡流化床反應器。將熱氣體、液體或固體流傳送至加熱系統212，於該實施例中，其為間接加熱系統，熱流經由管道218饋入，冷卻流經由管道219離開該系統212。

經由管道253，將用於流化床反應器210之流化氣體送至反應器，再循環進入系統，與經由管道221自分離單元所傳送之富二氧化碳廢氣流分流，然亦可藉由不與惰性流(諸如蒸汽)反應之一些其他氣體補充。經由管道221所傳送之氣流通過冷卻器255，其於利用產生蒸汽或預加熱設備之其他進料流之熱量之熱交換器系統中冷卻。可使一部分CO₂保持在500℃以上，此取決於CO₂再循環風機之類型，然而，於一點處，CO₂流需在輸送前冷卻以移除冷凝水，所期溫度取決於可用的設施及最終產物規格。

可經由管道228傳送富二氧化碳氣體以進一步處理。視情況，在傳送該氣體以進一步處理富二氧化碳氣體(亦可稱為「CO₂產物」)之前，可於冷凝器258中減小或消除水 含量。

氣體通過管道221及在通過風機251對進一步處理的氣流加壓後，經由管道25於系統中再循環。該富二氧化碳氣流通過風機251，於其中該氣流亦發生分流，然後經由流228及流225傳送。經由管道227，使一些富二氧化碳氣流再循環，以將CaCO₃自管234經由CFB立管240輸送至分離單元20及反應器210。

氣泡流化床反應器210更特定言之為其中固相進行反應之氣泡流化床熱交換器。經由253，使反應器饋入少量流化富CO₂氣體。

富二氧化碳氣體分離後，可將富二氧化碳氣體進一步分成第二流，其經由風機252受壓並經由管道253傳送於流化熱交換器中以流化反應器中所存在之固體組份。該部分再循環之富二氧化碳氣體係用以提供所期熱傳遞條件。

調整所期熱傳遞條件及調整(例如減小)二氧化碳之平衡分壓之另一方法係藉由將蒸汽添加至該氣泡流化床反應器210。部分水可經由管254添加及亦用以流化反應器中之固體含量。

於氣泡流化床反應器210中，混合包含碳酸鈣及氧化鈣之固體物質顆粒且加熱至脫碳之適宜溫度，即對應於二氧化碳之平衡分壓之溫度。基於反應器210中離開流化床之流化氣體之組成評估分壓。

文中，CO₂之組成取決於再循環流化氣體之組成、流化速率及脫碳反應速率，因而產生CO₂。CO₂之組成亦取決 於所使用的流化蒸汽量及進入系統中之任何空氣洩露。

CO₂分壓之調整亦可藉由存在不同惰性組份實現。添加該惰性組份以降低CO₂分壓及碳酸鈣CaCO₃脫碳反應所需的操作溫度然後於該製程末階段中分離出。

儘管圖示上，氣泡流化床反應器210與CFB反應器240分離，然亦可將兩個單元操作組合成一件設備，其中下段專門發揮210之功能及上段發揮240之功能。如此，再循環流化氣體以類似於CFB燃燒器中之次級空氣之方式進入CFB立管以提高氣體側表面速度並夾帶固體。如此，密集流化顆粒之下段位於進入之循環流化氣體(流227)下方。

若單元210及240不建在一起，則210中反應之小部分固體夾帶於流化氣體中並釋放出CO₂(流237)，其在分離單元245中分離，該分離單元245分離固體及氣體。例如，該分離單元245為旋風分離器。經由管道237，將自反應器之氣流送至分離單元45，然後經由管道223，將所分離之CO₂送至管道221。經由管235，可將氧化鈣CaO送回至CFB或經由管235，送至所連接之碳化反應器。

若單元10及40建在一起，所釋放之CO₂及流化氣流253中所夾帶固體之一小部分以與流273平行方式升入CFB立管中。於此情況下，緻密固相濃度低於273進入CFB立管之此點，並界定下方氣泡流化床反應器端作用結束及上方CFB反應器作用開始之點。此情況下，並不需要分離單元245及連接流。

在所有情況下，經由管231，將富CaO固體流自氣泡流 化床反應器單元210移走。經由管233，可將該等固體以CaO產物送至碳化器反應器系統或界區(battery limit)。

視情況，CFB立管40、240利用增加燃料(經由管76、276)及氧燃燒，以藉由該等燃料利用氧氣(經由管道277)之內部燃燒以輸送及加熱固體，最終，進一步使顆粒在CFB立管中進一步脫碳。

系統1可包括位於氣泡流化床反應器10、210上游之CFB立管40、240。於另一配置中，CFB立管40、240位於氣泡流化床反應器10、210下游。

文中術語「富CaO流」或「富CaO固體流」意指CaO作為主要部分之流。亦可存有其他固體，諸如剩餘的CaCO₃、灰塵、沙塵等。

文中術語「富CaCO₃流」或「富CaCO₃固體流」意指CaCO₃作為主要部分之流。亦可存有其他固體，諸如剩餘的CaO、灰塵、沙塵等。

文中術語「富CO₂流」或「富CO₂廢氣」意指CO₂作為主要部分之氣流。然，亦可存有氣體。

於該方案中，亦可藉由燃燒某種燃料(例如煤)之以氧氣為主的燃燒製程來將熱量直接加入CFB立管中。於此情況下，可另加入熱量以提供額外的熱量，若需要，藉由於CFB立管中直接加熱。

儘管已參考不同例示性實施例來論述本發明，然熟習此項技術者應明瞭，在不脫離本發明之範疇下，可做各種不同改變及可以等效物替代本發明元件。此外，可在不脫離 其本質範疇下，進行多種修改以使特殊情況或材料適用於本發明之教示。因此，希望本發明不受限於以實施本發明之最佳方式所揭示之特定實施例，然本發明可包括屬於附屬申請專利範圍內之所有實施例。

1‧‧‧系統

10‧‧‧流化床反應器

12‧‧‧加熱系統

20‧‧‧分離單元

21‧‧‧管道

22‧‧‧出口

23‧‧‧管道

24‧‧‧管道

26‧‧‧出口

28‧‧‧管道

31‧‧‧管

32‧‧‧管

33‧‧‧管

34‧‧‧管

35‧‧‧管

37‧‧‧管道

40‧‧‧CFB立管

45‧‧‧分離單元

51‧‧‧風機

52‧‧‧風機

53‧‧‧管道

55‧‧‧冷卻器

58‧‧‧冷凝器

60‧‧‧管道

65‧‧‧流

70‧‧‧燃燒單元

71‧‧‧熱氣流

73‧‧‧管道

74‧‧‧管道

75‧‧‧管道

76‧‧‧管

210‧‧‧流化床反應器

212‧‧‧加熱系統

218‧‧‧管道

219‧‧‧管道

220‧‧‧分離單元

221‧‧‧管道

222‧‧‧出口

223‧‧‧管道

224‧‧‧管道

225‧‧‧管道

227‧‧‧管道

228‧‧‧管道

233‧‧‧管

234‧‧‧管

235‧‧‧管

237‧‧‧管道

240‧‧‧CFB立管

241‧‧‧管

245‧‧‧分離單元

251‧‧‧風機

252‧‧‧風機

253‧‧‧管道

254‧‧‧管

255‧‧‧冷卻器

258‧‧‧冷凝器

276‧‧‧管

277‧‧‧管道

圖1為藉由氧氣燃料燃燒及直接輸送進行脫碳及藉由CFB立管進行反應之系統之示意圖。

圖2為藉由另一熱源及間接輸送固體於CFB立管中進行脫碳之系統之示意圖。

1‧‧‧系統

10‧‧‧流化床反應器

12‧‧‧加熱系統

20‧‧‧分離單元

21‧‧‧管道

22‧‧‧出口

23‧‧‧管道

24‧‧‧管道

26‧‧‧出口

28‧‧‧管道

31‧‧‧管

32‧‧‧管

33‧‧‧管

34‧‧‧管

35‧‧‧管

37‧‧‧管道

40‧‧‧CFB立管

45‧‧‧分離單元

51‧‧‧風機

52‧‧‧風機

53‧‧‧管道

55‧‧‧冷卻器

58‧‧‧冷凝器

60‧‧‧管道

65‧‧‧流

70‧‧‧燃燒單元

71‧‧‧熱氣流

73‧‧‧管道

74‧‧‧管道

75‧‧‧管道

76‧‧‧管

Claims (16)

1. 一種用於金屬碳酸鹽MeCO₃脫碳之方法，該方法包括形成金屬氧化物MeO及二氧化碳CO₂：在流化床反應器中，利用來自氧燃燒製程之富CO₂排氣流流化MeCO₃，以生成富MeO流及富CO₂流；將該MeCO₃加熱至將金屬碳酸鹽MeCO₃脫碳成金屬氧化物MeO及二氧化碳CO₂之溫度；其中該溫度對應於二氧化碳CO₂之平衡壓，但條件為該金屬碳酸鹽MeCO₃之滯留時間需使該脫碳形成氧化鈣及二氧化碳；調整二氧化碳之分壓；將金屬碳酸鹽MeCO₃流輸送至流化床反應器以進行循環流化床(CFB)之脫碳；在該流化床反應器中脫碳前，使富二氧化碳CO₂氣流自該金屬碳酸鹽MeCO₃流分離出以形成富金屬碳酸鹽MeCO₃流。
2. 如請求項1之方法，其中額外滯留時間係由選自氣泡流化床反應器或湍流流化床反應器之流化床反應器之耦合提供；較佳係氣泡流化床反應器。
3. 如請求項1之方法，其中將該金屬碳酸鹽MeCO₃加熱至使CaCO₃自發脫碳之溫度，該溫度取決於CO₂之分壓及可高達950℃。
4. 如請求項1之方法，其中CO₂之分壓係藉由在脫碳期間添加惰性組份來調整；較佳地，CO₂之分壓係藉由添加水 來調整，較佳地，降低CO₂之分壓。
5. 如請求項1之方法，其中MeCO₃之加熱係藉由直接加熱；較佳係藉由產生熱燃燒氣體之氧氣燃料製程進行。
6. 如請求項1之方法，其中該溫度係藉由間接加熱提供；較佳係藉由熱交換系統，其中熱量係經由循環氣體、液體或固體流提供。
7. 如請求項1之方法，其中反應溫度係藉由將直接加熱及間接加熱組合來提供。
8. 一種將金屬碳酸鹽MeCO₃脫碳成金屬氧化物MeO及二氧化碳CO₂之系統1，該系統包括：一流化床反應器10、210，其用於將金屬碳酸鹽MeCO₃脫碳成二氧化鈣CO₂及金屬氧化物MeO；其中該反應器10、210為一種在高於對應於二氧化碳CO₂平衡壓之溫度之溫度下操作之流化床，及條件為金屬碳酸鹽MeCO₃之滯留時間需使脫碳反應形成金屬氧化物MeO及二氧化碳CO₂；及其中調整二氧化碳之分壓；分離單元20、220，其用於分離出富二氧化碳CO₂廢氣流及富金屬氧化物MeO流22、222；加熱系統12、212，其用於加熱該流化床反應器；從而提供碳酸鈣脫碳溫度；一循環流化床(CFB)立管40、240，其係用以在進入該流化床反應器10、210前將富金屬碳酸鹽MeCO₃流輸送至該分離單元20、220； 管道，其傳送該富二氧化碳CO₂氣流以進一步處理；管33、233，其傳送金屬氧化物MeO以進一步處理；及管34、234，其將富金屬碳酸鹽MeCO₃流傳送至該CFB立管40、240。
9. 如請求項8之系統，其中該流化床反應器10、210及該CFB立管40、240被整合成一個單元。
10. 如請求項8之系統，其中該CFB立管40、240利用增加燃料及氧氣燃燒，以藉由該等燃料利用氧氣之內部燃燒來輸送及加熱固體，最終使顆粒在該CFB立管中進一步脫碳。
11. 如請求項8之系統，其中該加熱系統12提供介於850與950℃之間之溫度，使金屬碳酸鹽MeCO₃脫碳成二氧化碳CO₂及金屬氧化物MeO。
12. 如請求項8之系統，其中該加熱系統12、212為氧氣燃料點燃系統；較佳地，該加熱系統為氧氣點燃的燃氣輪機；較佳地，該加熱系統12、212為空氣點燃的系統。
13. 如請求項8之系統，其中CO₂分壓之調整係藉由添加及隨後分離出惰性組份來進行。
14. 如請求項8之系統，其中二氧化碳CO₂分壓係藉由將水添加至該反應器10來調整。
15. 如請求項8之系統，其中二氧化碳分壓係藉由再循環流化介質254將水添加至反應器來調整。
16. 如請求項8之系統，其中二氧化碳分壓係藉由再循環之含水廢氣71將水添加至反應器來調整。