用於煅燒/碳酸化循環處理的系統和方法

2024-03-27 09:26:05 1

專利名稱：用於煅燒/碳酸化循環處理的系統和方法
技術領域：
本發明大體上涉及一種煅燒/碳酸化循環處理的系統和方法。
背景技術：
人為二氧化碳排放對環境的影響現在被意識到是人類的一個主要
風險，目前人為二氧化碳排放量約為234億噸。
碳捕獲和收集(CCS)方法旨在通過下述方法來減少二氧化碳的 排放從燃燒化石燃料的工業過程中，主要是從電力、水泥和鋼加工 中捕獲二氧化碳；以及在深層鹽水含水層(deep saline aquifer)、耗盡 的油氣田、深煤層或深海油田中收集二氧化碳。
對於CCS應用，有三種捕獲碳的方法燃燒後捕獲、燃燒前捕獲 和含氧燃燒。例如，在一體式煤氣化聯合循環電廠(Integrated Gasification Combined Cycle power plant)中使用燃燒前捕獲。然而， 基於該方法的電廠的初始資本費用被認為是極高的。含氧燃燒使用氧 氣代替空氣，但分離氧氣和空氣的成本非常高，絕對沒有商業可行性。 燃燒後捕獲被認為是最有前景的CCS方法，其優點是更容易整合到現 有的發電系統中。
運輸、採集和CCS監視都已經成熟建立，且其成本不會對CCS 的採用構成障礙。然而，當前沒有建立對於CCS來說具有經濟可行性 的碳捕獲方法。僅一種碳捕獲方法在商業上可用。該方法被稱為MEA 法，石油工業目前用該方法來從天然氣中分離二氧化碳，在這裡二氧 化碳已經被注入到油田中以迫出(force out)碳氫化合物。MEA法從 二氧化碳中分離天然氣並再生MEA吸附劑從而形成循環方法。MEA 使用胺(和類似物質)作為吸附劑，逆過程(reverse process)使用蒸 汽釋放C02以使胺再生。如今，MEA法可作為後燃燒法用在電廠，每 噸C02花費50-70美元的成本，遠超過CCS用途所要求的每噸花費 10-20美元的目標成本。MEA不能以其目前的形式使用，因為其消耗
太多電廠能量。MEA是有害物質。因此，全世界都在努力開發滿足 CCS長期成本目標的新的碳捕獲技術。
Shimizu等人(T. Shimizu， H. Hosoda， K. Kitano， "A twin bed reactor for removal of CO2 from combustion processes (用於從燃燒處理 中去除C02的雙床反應器)"，TransIChemE， 77A， 1999)首先提出 了使用煅燒/碳酸化循環從煙道氣體中捕獲碳。Shimizu等人的文章提出 在60(TC時將石灰石碳酸化以捕獲煙道氣中的碳，並類似於用來自獨立 裝置的純氧進行的傳統煅燒，在95(TC以上通過將燃料與CaC03—起 燃燒來再生CaC03，從而產生純C02和蒸汽作為產物。然而，該方法 不實用，並且石灰石在95(TC以上煅燒會由於燒結而快速失去其反應活 性，這在Shimizu的工作中得到證明。
Abandades禾卩Alvarez ("Conversion Limits in the Reaction of CO2 withLime (二氧化碳與石灰的反應中的轉化限制)"，Energy & Fuels， 2003， 17， 308-315)提供了額外的數據，並回顧了以前關於鈣煅燒/ 碳酸化循環的工作。他們證明所有研究人員所觀察到的快速反應是由 於CaO微孔中表面的煅燒和碳酸化作用，這些微孔在碳酸化過程中被 再次填充，且表面越大，則煅燒和碳酸化的貢獻越小。在煅燒循環中 重複燒結顆粒引起顆粒形貌逐漸變化，產生微孔損失，並導致碳酸化 快速成分損失和吸附劑劣化。
Garcia等人(A. Garcia, J. Carlos禾卩J. Oakey: "Combustion method with integrated CO2 separation by means of carbonation (與通過碳酸化方 式分離C02集成的燃燒方法)"，美國專利公開第20050060985號)描 述了一種使用該循環的方法。他們要求保護一種基於流體循環流體床 反應器、提拉床反應器(drawn bed reactor)或旋流反應器的系統。他 們的專利公開了來自燃燒反應器的熱傳遞為煅燒器提供熱，並在煅燒 器的操作中使用部分真空或蒸汽。Garcia等人指明煅燒溫度為900°C ， 且碳酸化溫度在600-750'C之間。而且Garcia等人還報導了吸附劑的補 充率為2-5%，因此平均而言，石灰石循環50-20次。
該方法的實際問題首先源自顆粒反應性的壽命。可以理解顆粒將 與燃料氣體中的SOx汙染物反應從而產生CaS03， CaS03隨後被氧化為 石膏CaS04。將石灰石顆粒注入到熱煙道氣體中從而淨化SOx是現有
技術，其被稱為"爐膛吸附劑注入"。此外，石灰石顆粒在煅燒階段的
高溫中由於燒結而失去反應活性。Garcia等人所描述的煅燒器是一種 使用高傳熱係數的流化床。或者，描述了一種使蒸汽從其中通過的管 道的氣動輸送床。Abanades和D. Alvarez在Energy and Fuels (能源和 燃料)，2003， 17， 308-315中描述的研究結果表明了通過10分鐘的長 煅燒步驟生產的材料性能如何衰減。累積燒結(cumulative sintering) 不僅減小了表面積而且閉合了孔。
L-SFan和H. Gupta (美國專利公開號20060039853)也描述了一 種在水煤氣變換反應用途中使用煅燒/碳酸化吸收循環促進水煤氣變換 反應中的氫氣發生而通過石灰石捕獲碳的方法。他們公開了前述專利 (US 5,779,464)中所述材料作為"超級吸附劑"的應用，該超級吸附 劑的特徵在於25 m2gm"的高表面積和0.05 cm3gm"的孔體積、以及在 5-20納米直徑範圍內的介孔孔徑。他們的目標是緩解石灰石表面的"孔 堵塞"作用，也就是具有介孔結構而非<2納米的微孔結構。
評估CCS系統可行性的關鍵因素是能源、方法的資金和運行成本、 以及捕獲系統的覆蓋面積。有效的可再生吸附劑系統的能源成本主要 由該方法與電廠的熱力過程或工業過程的整合來確定，並且由余熱利 用來決定，因為化學能量的吸收和解析是可逆的。然而，任何消耗能 量的輔助方法如反應器間的顆粒轉移均將產生損耗。資金成本轉化成 方法成本，並且需要簡單的可升級反應器設計。運行成本包括給料成 本，且所採用的吸附劑應具有長壽命，並優選製造成本低。運行成本 也包括處理失效吸附劑，其優選是無毒的，並且是能夠有利益地消耗 的廢品。應當理解，開發實用CCS系統的主要考慮是反應器系統的覆 蓋面積。某些原理在放大時會導致CCS系統與發電機一樣大。
因此需要提供一種用於煅燒/碳酸化循環處理的系統和方法，該系 統和方法解決至少一項上述問題。

發明內容
根據本發明第一方面，提供了一種用於煅燒/碳酸化循環處理的系 統，該系統包括煅燒反應器，其用於接收部分碳酸化的礦物吸附劑顆 粒；熱交換結構，其用於透過煅燒反應器壁向吸附劑顆粒的顆粒流傳
熱，以促進吸附劑顆粒的煅燒反應，從而再生吸附劑顆粒；氣體抽取 單元，其用於從煅燒器中去除氣體產品，其中該氣體產品包括煅燒反 應產生的二氧化碳；碳酸化反應器，其用於接收來自煅燒反應器的再 生吸附劑顆粒和冷煙道氣體，由此使再生吸附劑顆粒部分碳酸化，同 時淨化煙道氣，且部分碳酸化的吸附劑顆粒和淨化煙道氣分別作為熱 物料離開碳酸化反應器；提升單元，其用於將部分碳酸化的吸附劑顆 粒從碳酸化反應器循環到煅燒反應器中。
煅燒反應器可以包括顆粒給料單元；具有位於頂部的給料單元的 乾餾器室(retort chamber),由此吸附劑顆粒在重力作用下作為顆粒流 穿過乾餾器室；以及熱交換結構，其熱連接到乾餾器室壁以通過透過 乾餾器室壁的熱傳遞來為乾餾器室內的顆粒提供熱。
提升單元可以將部分碳酸化的吸附劑顆粒從碳酸化反應器底部氣 動循環到乾餾器室頂部的給料單元。
該系統可進一步包括位於乾餾器室內的混合器裝置，該混合器裝 置至少施加水平力到穿過乾餾器室的顆粒上，以使顆粒移向乾餾器室 壁，從而促進熱透過乾餾器室壁而交換到顆粒上。
氣體抽取單元可包括位於煅燒反應器內的氣體/顆粒分隔器結構， 其連接到乾餾器室的排氣口以促進氣體產品與顆粒分離。
氣體抽取單元可包括真空泵以從煅燒反應器去除氣體產品。
用於將顆粒從碳酸化反應器氣動循環到煅燒器的氣體可以是蒸氣。
煅燒反應器可包括多個乾餾器室，各乾餾器室均包括位於所述各 乾餾器室頂部的給料單元，由此顆粒在重力作用下作為顆粒流穿過各 乾餾器室；熱交換結構熱連接到所述各乾餾器室壁上以通過透過所述 各乾餾器室壁的熱傳遞來為所述各乾餾器室內的吸附劑顆粒提供熱； 以及氣體抽取單元，其從所述各乾餾器室去除氣體產品。
該系統可包括多個碳酸化反應器，其中再生吸附劑顆粒連續穿過 多個碳酸化反應器給料。
該系統可進一步包括排放單元(bleed unit)和給料單元，排放單 元用於在進入碳酸化反應器之前從煅燒反應器中排出一部分煅燒顆 粒，和饋進單元供饋進相應部分新鮮煅燒的顆粒到碳酸化反應器中。
吸附劑顆粒尺寸分布在約40微米到約125微米之間。 該系統可進一步包括從含有二氧化碳的氣體產品中淨化灰塵的裝置。
該系統可進一步包括冷卻含有二氧化碳的氣體產品的裝置。 該系統可進一步包括壓縮含有二氧化碳的氣體產品的裝置。 根據本發明第二方面，提供了一種用於煅燒/碳酸化循環處理的方
法，該方法包括以下步驟在煅燒反應器中接收部分碳酸化的礦物吸
附劑顆粒；透過煅燒反應器壁向吸附劑顆粒的顆粒流(granular flow of the sorbent granule)傳熱以促進吸附劑顆粒的煅燒反應，從而再生吸附 劑顆粒；從煅燒器中去除氣體產品，其中該氣體產品包括煅燒反應產 生的二氧化碳；接收來自煅燒反應器的再生吸附劑顆粒和碳酸化反應 器中的冷煙道氣，以使再生吸附劑顆粒部分碳酸化，同時淨化煙道氣， 且部分碳酸化的吸附劑顆粒和淨化煙道氣分別作為熱物料離開碳酸化 反應器；以及將部分碳酸化的吸附劑顆粒從碳酸化反應器循環到煅燒 反應器。
煅燒反應器可包括顆粒給料單元；具有位於其頂部的給料單元的 乾餾器室，由此吸附劑顆粒在重力作用下作為顆粒流穿過乾餾器室； 以及熱交換結構，其熱連接到乾餾器室壁以通過透過乾餾器室壁的熱 傳遞來為乾餾器室內的顆粒提供熱。
部分碳酸化的吸附劑顆粒可從碳酸化反應器底部氣動循環到乾餾 器室頂部的給料單元。
該方法可進一步包括至少施加水平力到穿過乾餾器室的顆粒上， 由此使顆粒向著乾餾器室壁移動，以促進熱透過乾餾器室壁交換到顆 粒上。
該方法可包括使用位於煅燒反應器內的氣體/顆粒分隔器結構，其 連接到乾餾器室排氣口以促進氣體產品與顆粒的分離。
該方法可包括使用真空泵以從煅燒反應器去除氣體產品。 用於將顆粒從碳酸化反應器氣動循環到煅燒反應器的氣體可以是 蒸汽。
煅燒反應器可包括多個乾餾器室，各乾餾器室均包括位於所述各 乾餾器室頂部的給料單元，由此顆粒在重力作用下作為顆粒流穿過所
述各乾餾器室；熱交換結構熱連接到所述各乾餾器室壁，以便通過透 過所述各乾餾器室壁的熱傳遞來為所述各乾餾器室內的吸附劑顆粒提
供熱；氣體抽取單元從所述各乾餾器室去除氣體產品。
該方法可包括使用多個碳酸化反應器，其中再生吸附劑顆粒連續 通過多個碳酸化反應器給料。
該方法可進一步包括在進入碳酸化反應器之前從煅燒反應器排出 一部分煅燒顆粒，並向碳酸化反應器中加入相應部分的新鮮煅燒顆粒。
吸附劑顆粒的尺寸分布在約40微米到約125微米範圍內。 該方法可進一步包括從含有二氧化碳的氣體產品中淨化灰塵。 該方法可進一步包括冷卻含有二氧化碳的氣體產品。 該方法可進一步包括壓縮含有二氧化碳的氣體產品。


僅通過舉例的方式，同時結合附圖，本領域普通技術人員能夠由 以下書面說明更好地理解和明顯看出本發明的實施方式。
圖1顯示了用於根據一個示例性實施方式的用於煅燒/碳酸化循環 處理的煅燒反應器/碳酸化反應器的示意性縱向截面圖。
圖2顯示了在另一個實施方式中的圖1的煅燒反應器內的靜態混 合器結構的示意性水平截面圖。
圖3顯示了在另一個實施方式中的圖1的煅燒反應器內使用的氣 體/顆粒分隔器結構的示意性縱向截面圖。
圖4是基於煅燒反應器組和碳酸化反應器組的碳捕獲系統的示意 圖，該煅燒反應器和碳酸化反應器是圖1中所示的類型，其可用於具 有去磺化(desulphonator)反應器的電廠中。
圖5顯示了用於煅燒/碳酸化循環處理的方法的流程圖。
具體實施例方式
所述實施方式涉及一種在再生吸附劑法中使用石灰顆粒作為給料 來從燃燒氣體分離C02和SOx的方法。這裡所述的實施方式使用煅燒/ 碳酸化循環作為一般特徵，該循環使用基於金屬氧化物MO(s)吸附劑 的反應來去除二氧化碳。該化學反應包括如下循環
MO(s) + C02(g) — MC03(s) 碳酸化(從煙道氣體中捕獲碳)
MC03(s) — MO(s) + C02(g) 煅燒(釋放碳以供收集)
本實施方式基於反應器系統，其中顆粒在碳酸化反應器和煅燒器 之間氣動輸送，其中煙道氣流經碳酸化反應器，吸附劑在煅燒器中再 生，被釋放的二氧化碳在煅燒器中被淨化，而且如果需要，被釋放的 二氧化碳還要進行機械壓縮以供收集。
該實施方式假定初始給料優選是用蒸氣催化煅燒器製備的"超級 吸附劑"，但其他給料製備方法也是本領域公知的。
該實施方式進一步假定顆粒是通過與SOx反應消耗的，因此氧化 後的最終產品是MS04。因此，該實施方式涉及適於從煙道氣體中去除 C02和SOx的反應器系統。
這裡所述的反應器適於使用鈣或鎂(也就是M-Ca或Mg)。在鈣 煅燒/碳酸化反應中，在900-95(TC進行煅燒，且在600-750'C進行碳酸 化，而在鎂煅燒/碳酸化反應中，在500-650'C進行煅燒，且在300-400 "C進行碳酸化。對於鎂循環，吸附劑可以是氧化鎂MgO或新材料 MgO.CaC03 (其在本文中以商品名半煅燒白雲石(semidolime)來稱呼) 或它們的混合物。應當理解，本說明書中使用商品名半煅燒白雲石的 新材料不能被視為對新材料的一般描述。對於鈣循環，優選使用石灰 CaO。使用半煅燒白雲石作為吸附劑的優點主要是白雲石相對菱美石 (magnasite)的成本，而且半煅燒白雲石的孔堵塞通過用無活性的 CaC03位點來"稀釋"表面活性的MgO位點而減少。與每千克MgO 吸附劑上1.09千克C02的極限容量相比，半煅燒白雲石的吸附效率被 限制在每千克MgO.CaC03吸附劑吸附0.31千克CO"通過以石灰作為 吸附劑對比，石灰的成本小於白雲石，且石灰石已經廣泛用在電廠中 減少SOx。使用鈣煅燒/碳酸化循環不會導致給料成本的淨增加，因為 在鈣的SOx中毒之前再生碳捕獲循環已多次使用石灰。對於鈣吸收劑， 溫度較高且反應焓比鎂吸收劑高，因此將鈣循環集成到工業方法中可 能更困難並更昂貴，因此鎂循環的適應性可能更強。
這裡描述的實施方式對於基於鈣和鎂的吸附劑來說基本相同，本 領域技術人員將理解所需差別。例如，連續暴露在90(TC以上的溫度的 系統部件是由耐這種高溫的合金製造的，然而用在65(TC的材料成本較
低，例如不鏽鋼。
採用煅燒/碳酸化來捕獲碳的關鍵挑戰可能是資金成本和所用系統 的覆蓋面積，例如在電廠中。這裡所述的實施方式使用這樣的設計， 其中這兩個參數相對現有技術被減小。
所述方法使用要求儘可能減少顆粒在煅燒反應器中停留時間的煅 燒法。該原理有兩個重要結果。首先，對於給定的吸收效率，煅燒反 應器/碳酸化反應器系統的體積與停留時間成正比。這在開發用於處理 電廠和其他大規模工業方法的大量二氧化碳輸出的吸附劑反應器中特 別重要。同時這也放映了系統的資金成本和覆蓋面積。第二，源自顆 粒燒結的毒化作用與在高溫煅燒反應器中累積的停留時間成正比。
這裡所述的方法也要求使用細長的重力給料煅燒器(slim gravity fedcaldner)模件來儘量減少反應器的覆蓋面積，在該模件中停留時間 在1-10秒之間。這樣的反應器將是12-36米高，因此由混合器段延長 的顆粒流的重力作用降落具有上述停留時間。向該反應器中的熱傳遞 是通過乾餾器壁進行的，並依賴於顆粒流的高粘度。顆粒流的固體分 數必須足以形成流動，但不應太高以至使熱傳遞速率限制了停留時間 期間的轉化效率，該熱傳遞速率最主要的限制因素是透過煅燒器壁的 熱傳遞。使用重力輸運顆粒的優點是低成本，而且使用氣動輸送顆粒 是可以理解的。
所述方法可用來從煙道氣或從其他工業過程的排放物中去除C02。
所述實施方式進一步提供了一種使用所述顆粒在獨立的去磺化反 應器中從煙道氣中分離SOx和飛塵的方法，該去磺化反應器使用來自 煅燒反應器/碳酸化反應器組的失效顆粒作為給料，並在煙道氣進入本 文所述的煅燒反應器/碳酸化反應器之前捕獲SOx、飛塵和其他汙染物。 這類去磺化反應器的設計是已知的，並且在本方法中不再說明。該方 法確保煅燒反應器/碳酸化反應器中的顆粒可以循環使用以便在其被殘 餘的SOx毒化或因累積燒結而失活之前以最大循環數量來捕獲二氧化 碳。
所述實施方式使用煅燒和碳酸化方法在偶聯的煅燒反應器/碳酸化 反應器中處理co2的分離，從離開反應器的氣流中提取熱，並收集C02 以供再使用和/或封閉在地質構造中(即，所謂的收集(sequestration))。反應器以組放大利於管理反應器間的流動的熱，並有助於得到源自利 用顆粒流的粘性以引起透過煅燒器壁的熱傳遞的結果。
在所述的單個煅燒反應器/碳酸化反應器的實施方式中，煅燒部分 碳酸化的顆粒，其中碳酸化發生在顆粒表面上，包括填充的微孔和介 孔。使用優選用於製造吸附劑的蒸氣催化劑在本實施方式中不是必須 的，因為反應足夠快地發生，這是由於碳酸化區域在顆粒的表面。由 於成本原因，應儘量減少使用蒸氣。煅燒和碳酸化的反應速率隨著反 應位點深入到顆粒較深處而顯著減緩。顆粒表面積S(X)在煅燒反應過
程中形成，並由轉化度x表達。Khinast等人證明他們的結果可通過隨
機孔分布模擬如下
其中So是x^O時的BET表面積，單位為mVkmo1。該函數開始時因離 去的二氧化碳產生孔而增加，然後隨著反應區接近孔而減小。本發明 人已經認識到，既然要求儘量減少反應器停留時間，則更有效的是將 顆粒部分碳酸化並在每個循環中使用最初的快速煅燒法以釋放二氧化 碳。為了其他益處，該方法犧牲了極高的顆粒吸收效率。因此，本發 明人已經認識到，顆粒的碳酸化程度W可設定在所述煅燒/碳酸化方法 的30-50%的範圍內，因此煅燒從x=l發展到x=a*。在該區域中， S(x)的平均值超過l (unity)。
圖1顯示了煅燒反應器和碳酸化反應器對。然而，應該指出在不 同實施方式中，碳酸化反應器可更一般地由大量煅燒反應器給料，以 便優化煙道氣的處理。參考圖l，將標號為100的尺寸分布在約40微 米到約125微米之間的碳酸化的顆粒注入到煅燒反應器102中，在這 裡顆粒下降通過約12米的長度並通過煅燒再生。煅燒器乾餾器(retort) 是反應器102的內管104，吸熱反應的熱是通過內熱交換壁106提供的。 煅燒器102也具有靜止混合器部件(圖2中示出)，其輔助熱傳遞並促 進均勻煅燒，煅燒器還具有錐形分隔器部件(圖3中使出)，其輔助二 氧化碳與每個部件中顆粒分離。停留時間由顆粒流降落通過該長度來 設定，約為1.5秒。維持煅燒法的熱流主要是通過煅燒器壁106提供的。 在該實施方式中，煅燒器壁106在熱交換單元108通過熱交換流體加 熱，該熱交換流體可以是動力裝置140供應的壓縮二氧化碳。向通過
煅燒器102下落的顆粒的若傳遞受到透過煅燒器壁106的輸送的熱的
限制，因為從壁106向顆粒傳熱較快，這是由於顆粒流的粘度。顆粒 所經受的煅燒器乾餾器104中的溫度沿乾餾器104的長度改變，這主 要由透過壁的熱傳遞速率和反應速率間的平衡決定。隨著轉換發生， 煅燒器乾餾器104內部的溫度向煅燒器下部增加並接近熱交換流體的 溫度。反應速率受背景二氧化碳抑制，且該效果因錐形分隔器(圖3) 和從煅燒器抽吸氣體以產生部分真空而降低。吸附劑給料速率被控制 以使注入顆粒中吸附的二氧化碳(即(1* = 30-50%)在單次通過中釋放。 對於約0.3米的直徑，煅燒器乾餾器104的吸附劑容量約為1-3 kg s"， 釋放約0.5 kg s—1 C02。由煅燒器102產生的C02通過氣體抽取單元從 煅燒器102排出，在圖1的所示例子中該氣體抽取單元包括真空泵116 和壓縮機118，在所述例子中壓縮機118保持煅燒器內的氣體壓力不超 過約0.3 atm。氣體通過動力裝置146從而復原熱。壓縮032可供收集， 多數碳捕獲系統都有該過程。在所述例子的煅燒器102內壓力是均勻 的。二氧化碳通過氣體/顆粒分隔器的中心管抽取，如下圖3所述。煅 燒器102的體積約為1 m3。該體積可通過減小管子104的直徑而減小， 限制是熱傳遞速率應足以實現所要求的煅燒程度。從煅燒器102底部 122提取的再生顆粒在位置128處注入到碳酸化反應器124中。碳酸化 反應器124優選基於自熱設計。來自動力裝置142的煙道氣體在經參 考下面圖4詳細說明的調節後，被注入到碳酸化反應器底部136附近 並穿過顆粒的下行流化床。碳酸化反應器的溫度是由碳酸化反應釋放 的熱和進出反應器的顆粒與氣體中熱之間的平衡。在自熱模式中，溫 度是碳酸化完成的溫度。煙道氣126被加熱且在128處注入的顆粒被 冷卻。在該實施方式中，碳酸化反應器壁127是絕熱的(insulating)。 為了能量效率，煅燒反應器/碳酸化反應器系統優選包括在動力裝置的 熱循環中，因此熱的淨化煙道氣134被輸送到動力裝置144供調節， 這將在下面參考圖4說明。可以理解有許多可能的配置，這些配置不 僅取決於熱循環，而且取決於吸附劑的選擇(,丐或鎂或其他物質)。碳 酸化的顆粒是從碳酸化反應器124底部136收集的，並由提升機138 氣動輸送到煅燒器102的入口以完成循環。
可以理解，所述例子指明了煅燒器102的熱源，如來自動力裝置 140，煙道氣中的熱也可來自動力裝置142。該熱被儘可能地從動力裝 置146的二氧化碳和動力裝置144的淨化煙道氣體中回收。注釋表示 該反應器系統作為整體被集成到動力裝置或其他工業方法中，以便最 大化整個方法的熱效率。熱源可作為動力裝置燃燒系統的一部分提供， 或從動力裝置的蒸氣提供，或由獨立能量源提供。
在另一個實施方式中，過熱蒸氣可以在系統中用於在提升機138 中氣動輸送顆粒。當蒸氣被注入到煅燒器中時，過熱蒸氣在該過程中 使顆粒飽和，這會將煅燒反應催化到一定程度。使用蒸氣輸送並飽和 顆粒的另一個優點是煅燒器氣流中釋放的蒸氣容易在氣體壓縮前被冷 凝器分離，以得到純的二氧化碳產品。因為下述原因，冷凝有助於抽 出氣體。以這種方式使用過熱蒸氣減少了氣動系統的複雜性。然而， 可以理解在高溫時，蒸氣和二氧化碳可以催化顆粒的燒結，因此煅燒 器102優選較少使用蒸氣。
回到煅燒反應器102的說明，重要的是認識到煅燒器效率取決於 透過煅燒器壁的熱傳遞效率和抑制與二氧化碳的反應。為實現高效率， 所述煅燒器實施方式包括螺旋靜止混合器(圖2)和錐形氣體分隔器(圖 3)插件。
示例性實施方式中靜止混合器的細節在下面參考圖2說明。靜止 混合器200部分用於增加熱傳遞表面積，但靜止混合器200的主要任 務是將動能偏轉到(r，e)平面以誘發顆粒流，並混合顆粒流以破壞顆 粒形成層流的趨勢，因此由於該混合，煅燒度在煅燒器中是一致的。 可以理解，靜止混合器200可以由螺旋部件構成以實現這些任務。在 圖2中，靜止混合器200提供顆粒和蒸氣的均勻紊流混合，並儘可能 增大顆粒與煅燒器壁104的相互作用。靜止混合器200是由板部件206 製造的，該板部件具有等於煅燒器壁104 (圖l)內徑的寬度。板部件 206以約33.3度傾斜角偏轉，部件長度等於偏距或偏距的一半。每個 部件都旋轉90度連接到相反旋向性的部件上。這類部件的組件插入到 煅燒器102中，並可焊接到其上以便將法蘭的表面積用作熱交換器系 統的一部分，或可替換地，以該方式結合從而允許部件振動以便挪動 顆粒，否則顆粒會堆積並限制顆粒流。在所述實施方式中，部件的組 件，即靜止混合器和錐形分隔器(圖3)從煅燒器102的底部基本延伸
到喉部(throat) 112的下面。中心管204被用來容納來自管件308中 錐形分隔器的氣流(圖3)，管子308位於靜止混合器下面，如圖l所
示例性實施方式中錐形固體-氣體分隔器的細節將參考圖3說明。 在該實施方式中，錐形氣體-固體分隔器是沿乾餾器布置的。每個錐形 部件如302是設置為使得降落到錐體304外部的顆粒被偏折到煅燒器 壁306，且固體密度隨顆粒朝錐體304的底部向下流動而增加。部件 306下部的氣體通過其向上流動而排到部件304的內部區域，並通過管 件308被注入到鄰近上部件的上部，管件308穿過靜止混合器的中心 管204 (圖2)。破壞顆粒流並儘可能減少錐形分隔器中形成灰塵。為 防止灰塵離開煅燒器，篩網309可位於氣體排氣點附近並由外部電池 充電，以便根據磨碎的顆粒具有相當的表面電荷的事實來推斥脫離的 顆粒。也就是，分隔器300設計為儘可能減少廢氣中夾帶的顆粒。分 隔器也可振動或旋轉(振動器單元或旋轉器單元314)以消除顆粒在表 面上的集結。該分隔器結構300可通過將各部件交替設置而與螺旋靜 止混合器組合(與圖2比較)，從而使螺旋靜止混合器引起顆粒的方位 角方向和徑向的混合(從而實現均勻轉化)，同時錐體部件促進與煅燒 器壁有效的相互作用。可替換地，螺旋靜止混合器可包括到錐形結構 300的外部。在進一步的實施方式中，二氧化碳的背景壓力通過將煅燒 器部分排空而降低。注意，作為氣體壓縮器系統的一個階段的廢氣冷 卻可以起到泵的作用。在錐形分隔器300中，蒸氣可通過給料管311 經導管312注入到開槽環313中，從而不僅提供催化效果，還衝洗煅 燒器以減少逆反應。
反應器系統101使用非常快的煅燒反應。這優選克服使用煅燒/碳 酸化反應來捕獲碳的大量實際障礙。首先，儘量減少顆粒在高溫下的 時間量，由此儘量減少燒結效果。燒結是累積性的，在單程約1.5秒的 情況下，如果給料和排放速率平均為60-100程(pass),則累積效果等 於1.5分鐘燒結。預計顆粒表面在多程之後會變質，如其他人證明的那 樣，但這些研究證明顆粒不會因為1.5分鐘燒結而損失反應活性。吸附 劑的變質更可能源自煙道氣中的SOx對表面的毒化。
煅燒器和碳酸化器的設計具有顯著差別，因為煅燒器依賴於煅燒
器壁106和顆粒之間的熱傳遞，該熱傳遞基於透過該壁106的良好熱
傳導，然而碳酸化器壁127是絕熱的，且熱傳遞是在煙道氣和顆粒之間。
對於典型系統，圖1中所述的煅燒器系統中顆粒的停留時間約為
1.5秒，碳酸化程度為01*=30-50%的顆粒注入率為l-3kgs—1。以這樣的
速率，透過煅燒器表面的穩態熱傳遞由下式給出
UA(Te - Tc) = AHcalc (Tc)
其中Y是給料注入率，單位為kg s'1， A是煅燒器的表面積，AHe^
是反應焓，單位為J kg"，而U是(平均)溫度為Te的外部熱交換器 透過煅燒器表面到(平均)煅燒溫度為Te的給料顆粒的熱傳遞係數，
單位為Wm"k"。 U由下面的表達式給出
U= l/(l/he + Sr/k+l/hc) 其中he是從熱煙道氣108到外部煅燒器壁106的熱傳遞係數，S,是壁 106的厚度，且k是壁106材料的熱導率，he是從壁106的內表面到顆
粒的熱傳遞係數。煅燒器熱交換系統被設計成he >> k/^。顆粒流的粘 度非常接近lPaS，這導致熱傳遞係數he >> k/^，其中he可從已經完
善確立的水力學關係來估計。因此，在該實施方式中，U k/^。對於 -0.3米的煅燒器直徑的吸附劑給料速率，可建立合理的溫度梯度。
根據吸附劑效率和吸附度a、對於透過煅燒器壁的約5(TC的溫度 梯度，具有本發明設計的單個反應器系統能夠去除 0.5 kg s-1的二氧化 碳。煙道氣是通過工業規模的燃燒方法大量產生的。例如，1000 MW 的動力裝置消耗煤的速率為40 kg s"，並以95 kg s"的速率產生二氧化 碳，總煙道氣產率為440 kgs"。使用上述反應器容量， 一套約200個 反應器的系統可用來在注入到二氧化碳反應器之前使用來自這些反應 器的失效吸附劑(spent sorbent)來淨化S0X。每個上述反應器系統均 具有小於l 1112的覆蓋面積，不包括氣動輸送系統和熱交換器，因此一 套200個煅燒器乾餾器組佔據的覆蓋面積不小於200 m2。提供輔助性 服務的實際考慮顯著地增加了覆蓋面積，但最小覆蓋面積證明了上述 設計的可行性。注意，煅燒反應器的固體分數Se^非常小，為5-15*10" 的量級。對於反應器來說這是一個小固體分數，並將本實施方式與其 他流化床反應器區分開來。然而，該分數足夠大以建立集中流動，且該流動產生了必要的粘度和熱傳遞。Sde小是因為煅燒器有限的表面積 決定了對顆粒的熱傳遞速率，且熱傳遞受透過煅燒器壁的熱流動限制。 流動速度太高則煅燒產率將降低。
現在看碳酸化反應器124，碳酸化反應時間Tearb與煅燒反應時間 Tcalc 的關係由下面的近似表達式表示
Tcarb = Tcalc exp[AHcaic (l/RTcarb -l/RTcaic)]/ Pc02,carb 這裡Pc02,咖b是煙道氣中C02的分壓。對於典型系統，Tealc~1.5S， Tcarb
-90s。在示例性實施方式中，該差對於反應器的設計具有重要意義，
因為碳酸化反應器的體積V^b與煅燒器體積Vc^的關係近似為 VCarb — Ncaic Vcaic tCarb/tcalc SCalc/Scarb 0
其中Ncak是對碳酸化反應器出料(discharge)的煅燒反應器的數
目，而Searb是碳酸化器的填充因子。在圖1中所示的實施方式中，Ncalc =1。顯然Vwb可以通過使用下述碳酸化器設計來減小，其中固體填充 因子S匿b高，即 0.1。這對流化床反應器更典型。在N^e二l的限制 中，碳酸化反應器乾餾器與煅燒器具有相同的直徑，即0.3米，碳酸化
反應器的高度約為4米，煅燒反應器/碳酸化反應器的總高度約為16
米，不包括輔助設備。該實施方式表明碳酸化反應器的較大體積可由 較高的固體分數補償，並且在上述例子中，可以具有較小的體積。與 煅燒器設計相比，自熱碳酸化器中的熱在顆粒和氣體之間傳遞，這使 得能夠通過增加固體分數而儘量減少體積。煅燒器固體分數Seale由透過
煅燒器壁的熱傳遞限制。縮放碳酸化器的自由允許發展其中Neale l
的煙道氣處理系統，從而簡化煙道氣處理過程。因此，來自Ne^個煅 燒器的顆粒被給料到碳酸化器並通過Ne^個將顆粒給料到煅燒器中的 埠回收。碳酸化反應器的設計考慮了顆粒尺寸、以及儘可能減少煙 道氣流中的顆粒夾帶的限制。該技術是已知的，並且不是本發明的主 題。
而且，對於給定的碳捕獲系統，可以有N^b個這類碳酸化反應器 和Ns必個去磺化反應器，這些去磺化器消耗碳酸化反應器中的失效顆 粒(spent granules)。去磺化反應器的設計是己知的，並且不是本發明 的主題。
在示例性實施方式中，捕獲C02和SOx系統的示意布局在圖4中
給出。動力裝置402的煙道氣401分布在N^f個去磺化反應器的去磺 化器組403中，以提取SOx和飛塵，由此得到作為可用產品廢物的磺 化顆粒和飛塵(以數字404表示)，煙道氣去磺化一般都是這樣做的。 去除了 SOx和顆粒的煙道氣405然後被注入到N^b個碳酸化反應器的 碳酸化器組406中。在這些反應器中，C02由吸附劑淨化，然後從C02 和SOx都被去除的煙道氣中除去夾帶顆粒的灰塵407，並在釋放到大氣 之前由熱交換器408冷卻。在不同實施方式中，去除灰塵407和熱交 換408的順序取決於該系統整合到動力裝置402的方法，並且圖4中 的示意圖不能當作限制。
載有C02的吸附劑顆粒410被氣動輸送到煅燒器組411 。煅燒器組 411中N^個煅燒反應器煅燒吸附劑以釋放純二氧化碳氣流，用泵412 將二氧化碳從煅燒器中抽出，並從夾帶的吸附劑顆粒收集灰塵413。冷 凝器/熱交換器414用於調節氣體，然後將氣體壓縮(415)並收集。除 灰、抽吸和熱交換過程的順序取決於系統整合到動力裝置的方法，且 圖4中流程圖不能當作限制。
在煅燒器組411中，吸附劑顆粒是通過前述釋放的C02再生的， 且再生吸附劑顆粒417然後被氣動輸送到碳酸化器組406從而完成該 方法。在吸附劑製造裝置419中由吸附劑給料418生產的新鮮吸附劑 顆粒被導入碳酸化器組406。其以與從碳酸化器組排出失效吸附劑顆粒 420相同的速率執行，且磺酸化顆粒從去磺化器組403中噴出(404)， 由此保持顆粒的系統負載，考慮各方法中顆粒的質量變化和任何顆粒 煅燒老化。
參考圖4，注意氣體和顆粒供應路線是示意性顯示的。在一個實施 方式中，碳酸化器組406中的煙道氣通過一個或多個碳酸化反應器組 406供應，以實現最佳的C02減少。當使用一個以上的碳酸化反應器時， 優選將新鮮顆粒注入到最後的碳酸化器中，在這裡煙道氣中的C02分 壓顯著比注入到組中的分壓明顯降低。在該實施方式中，氣體通過碳 酸化反應器輸送導致C02濃度逐步減少，且最後的這類反應器中碳捕 獲的條件更嚴格。在該情形中，顆粒從一個碳酸化器排到另一個碳酸 化器，因此在煙道氣通過的第一個碳酸化器，顆粒被排到去磺化器組 403中。可以理解所述實施方式的該效用取決於碳酸化器的設計，但這
不是本發明的主題。然而，該效用強調所述示例性實施方式中組合方 法的靈活性。
對於去磺化，在從煙道氣中捕獲碳的實際系統中，與吸附劑永久 反應的任何氣體應被去除，否則顆粒會中毒。能夠使顆粒中毒的煙道 氣的主要成分是二氧化硫/三氧化硫，這裡稱為SOx。對於煤，這取決 於煤被洗滌去除無機硫化物的程度和煤有機物程度。雖然SO,通過以 石灰石洗滌而有效去除，但這是低溫溶解過程且沒有整合到所述例子
中。作為該方法一部分的從反應器系統中排出顆粒(420)以更新煅燒 反應器/碳酸化反應器系統中的顆粒，這樣產生的產品具有與S(X反應
的顯著殘餘活性。
顆粒可以在高溫下注入去磺化器組403的煙道氣中，.並與SOx反 應，將其轉化為MS03/MS04。這被稱為"爐膛吸附劑注入(fUmace sorbent injection)",並基本以0)2取代SOx。 MS(VS04採用MO顆粒 的形式，其中由於上述碳酸化造成孔堵塞，約30-50%的表面層為 MS03/MS04。這種去除SOx的形式不需要使煙道氣冷卻以便通過溶液 淨化，然後再加熱以去除碳。工廠所使用的爐膛吸附劑注入的吸附劑 原料(石灰石、白雲石)量不能與開始時在吸附劑製造裝置419的煅 燒器中生產的吸附劑量的差別太大，然後在煅燒器411和碳酸化器406 組中使用吸附劑，然後使用在磺化器組403中使用失效顆粒來淨化 SOx。如果煙道氣中C: S的比率為3%，且每個顆粒經歷60個去除 C02的周期，則顆粒去除SOx的效率為30X，然後原料/硫的比率為l: 1，這可與高效SOx淨化劑相比。該方法的顆粒將從煙道氣中去除，且 這樣的捕獲也可捕獲飛塵。固體產品可用作建築材料的填料。
為理解系統規模，要理解煙道氣是由工業規模的燃燒方法大量產 生的。例如，1000MW動力裝置的煤消耗速率為40kgs"且CO2的產 生速率為95kgs"，總煙道氣產率為440kgs"。使用上述反應器容量， 一套NealeNearb=200個的煅燒反應器可用來淨化C02，且這將與大量 SOx反應器組合從而在注入到C02反應器組之前淨化SOx。在圖4所示 的實施方式中，煙道氣以固定路徑通過系統。然而，煙道氣在N^b個 碳酸化器間的流動可用閥門再配置，也就是可隔離任何一個模塊從而 修復和維護而基本不會減少煙道氣流量。如果變化是相對慢地在分鐘
到小時的時標上發生的，系統自動調節改變可允許反應器組能夠在改 變氣流變化過程中保持工作。
在另一個實施方式中，上述N^b二l個煅燒反應器/碳酸化反應器 系統可最小化，從而與小燃燒爐一起使用，由於能量要求小，系統可 自行調節，且製造吸附劑的原料是充足的，淨化材料可以與壓縮二氧 化碳一起再循環。
圖5示出了流程圖500，其顯示了一種用於煅燒/碳酸化循環處理 的方法。在步驟502，在煅燒反應器中接受部分碳酸化的礦物吸附劑顆 粒。在步驟504，透過煅燒反應器壁來向吸附劑顆粒的顆粒流傳遞熱， 以促進吸附劑顆粒的煅燒反應，從而再生吸附劑顆粒。在步驟506,從 煅燒器中去除氣體產品，其中氣體產品包括煅燒反應產生的二氧化碳。 在步驟508，在碳酸化反應器中接受來自煅燒反應器的再生吸附劑顆粒 和冷煙道氣，由此使再生吸附劑顆粒部分碳酸化，同時淨化煙道氣， 且部分碳酸化的吸附劑顆粒和淨化煙道氣分別作為熱物料離開碳酸化 反應器。在步驟510，部分碳酸化的吸附劑顆粒從碳酸化反應器循環到 煅燒反應器。
本領域技術人員可以理解，可不偏離所述的本發明寬泛的精神和 範疇，對所示特定實施方式做出大量的變化和/或修改。因此，這些實 施方式應僅當作說明性的而非限制性的。
權利要求
1. 一種用於煅燒/碳酸化循環處理的系統，所述系統包括煅燒反應器，其用於接收部分碳酸化的礦物吸附劑顆粒；熱交換結構，其用於透過煅燒反應器壁向吸附劑顆粒的顆粒流傳熱，以促進吸附劑顆粒的煅燒反應，從而再生吸附劑顆粒；氣體抽取單元，其用於從煅燒器中去除氣體產品，其中所述氣體產品包括煅燒反應產生的二氧化碳；碳酸化反應器，其用於接收來自煅燒反應器的再生吸附劑顆粒並接收冷煙道氣，由此使再生吸附劑顆粒部分碳酸化，同時淨化煙道氣，且部分碳酸化的吸附劑顆粒和淨化煙道氣分別作為熱物料離開碳酸化反應器；以及提升機單元，其用於將來自碳酸化反應器的部分碳酸化的吸附劑顆粒循環到煅燒反應器。
2. 如權利要求l所述的系統，其中所述煅燒反應器包括 顆粒給料單元；乾餾器室，其具有位於其頂部的給料單元，由此吸附劑顆粒在重 力作用下作為顆粒流穿過該乾餾器室；以及所述熱交換結構熱連接到所述乾餾器室壁上，以便通過透過該幹 餾器室壁的熱傳遞來為乾餾器室內的顆粒提供熱。
3. 如權利要求2所述的系統，其中所述提升機單元將部分碳酸化 的吸附劑顆粒從碳酸化反應器底部氣動循環到乾餾器室頂部的給料單 元。
4. 如權利要求2或3所述的系統，其進一步包括位於所述乾餾器 室內部的混合器裝置，所述混合器裝置至少施加水平力到穿過該乾餾 器室的顆粒上，以使顆粒移向乾餾器室壁，從而促進熱透過乾餾器室 壁交換到顆粒上。
5. 如前述任一條權利要求所述的系統，其中所述氣體抽取單元包 括位於煅燒反應器內部的氣體/顆粒分隔器結構，其連接到乾餾器室的 排氣口以促進氣體產品與顆粒的分離。
6. 如前述任一條權利要求所述的系統，其中所述氣體抽取單元包 括用於從煅燒反應器中去除氣體產品的真空泵。
7. 如前述任一條權利要求所述的系統，其中用於將顆粒從碳酸化器氣動循環到煅燒器的氣體是蒸氣。
8. 如前述任一條權利要求所述的系統，其中所述煅燒反應器包括 多個乾餾器室，各乾餾器室均包括位於所述各乾餾器室頂部的給料單 元，由此使顆粒在重力作用下作為顆粒流穿過所述各乾餾器室；熱交 換結構熱連接到所述各乾餾器室的壁上，以便通過透過所述各乾餾器 室壁的熱傳遞來為各乾餾器室內的吸附劑顆粒提供熱；且氣體抽取單 元從所述各乾餾器室中去除氣體產品。
9. 如前述任一條權利要求所述的系統，其包括多個碳酸化反應器， 其中再生吸附劑顆粒連續通過多個碳酸化反應給料。
10. 如前述任一條權利要求所述的系統，其進一步包括排放單元 和給料單元，所述排放單元用於在進入碳酸化反應器之前從煅燒反應 器中排出一部分煅燒顆粒，所述給料單元用於向碳酸化反應器中加入 相應部分的新鮮煅燒顆粒。
11. 如前述任一條權利要求所述的系統，其中所述吸附劑顆粒的 尺寸分布在約40微米到125微米之間。
12. 如前述任一條權利要求所述的系統，其進一步包括用於淨化 含有二氧化碳的氣體產品中的灰塵的裝置。
13. 如前述任一條權利要求所述的系統，其進一步包括用於冷卻 含有二氧化碳的氣體產品的裝置。
14. 如前述任一條權利要求所述的系統，其進一步包括用於壓縮 含有二氧化碳的氣體產品的裝置。
15. —種用於煅燒/碳酸化循環處理的方法，其中所述方法包括以 下步驟在煅燒反應器中接收部分碳酸化的礦物吸附劑顆粒； 透過煅燒反應器壁向吸附劑顆粒的顆粒流傳熱，以促進吸附劑顆粒的煅燒反應，從而再生吸附劑顆粒；從煅燒器中去除氣體產品，其中所述氣體產品包括煅燒反應產生的二氧化碳；接收來自煅燒反應器的再生吸附劑顆粒和碳酸化反應器中的冷煙 道氣，由此使再生吸附劑顆粒部分碳酸化，同時淨化煙道氣，且部分 碳酸化的吸附劑顆粒和淨化煙道氣分別作為熱物料離開碳酸化反應 器；以及將部分碳酸化的吸附劑顆粒從碳酸化反應器循環到煅燒反應器。
16. 如權利要求15所述的方法，其中所述煅燒反應器包括顆粒給料單元；乾餾器室，其具有位於其頂部的給料單元，由此吸附劑顆粒在重力作用下作為顆粒流穿過乾餾器室；以及熱交換結構，其熱連接到乾餾器室壁以便通過透過乾餾器室壁的 熱傳遞來為乾餾器室內的顆粒提供熱。
17. 如權利要求16所述的方法，其中所述部分碳酸化的吸附劑顆 粒從碳酸化反應器底部氣動循環到乾餾器室頂部的給料單元。
18. 如權利要求16或17所述的方法，其進一步包括至少施加水 平力到穿過乾餾器室的顆粒上，以使顆粒移向乾餾器室壁，從而促進 熱透過乾餾器室壁交換到顆粒上。
19. 如權利要求15到18中任一條所述的方法，其包括使用位於 煅燒反應器內部的氣體/顆粒分離器結構，該氣體/顆粒分離器結構連接 到乾餾器室的排氣口，以促進氣體產品與顆粒的分離。
20. 如權利要求15到19中任一條所述的方法，其包括使用真空 泵以從煅燒反應器去除氣體產品。
21. 如權利要求15到20中任一條所述的方法，其中用於將顆粒 從碳酸化器氣動循環到煅燒器的氣體是蒸氣。
22. 如權利要求15到21中任一條所述的方法，其中所述煅燒反 應器包括多個乾餾器室，各乾餾器室均包括位於所述各乾餾器室頂部 的給料單元，由此顆粒在重力作用下作為顆粒流穿過所述各乾餾器室； 熱交換結構熱連接到所述各乾餾器室的壁上，以便通過透過所述各幹 餾器室壁的熱傳遞來為各乾餾器室內的吸附劑顆粒提供熱；且氣體抽 取單元從所述各乾餾器室去除氣體產品。
23. 如權利要求15到22中任一條所述的方法，其包括使用多個 碳酸化反應器，其中再生吸附劑顆粒連續通過多個碳酸化反應器給料。
24. 如權利要求15到23中任一條所述的方法，其進一步包括在 進入碳酸化反應器之前從煅燒反應器中排出一部分煅燒顆粒，並且向 碳酸化反應器中加入相應部分的新鮮煅燒顆粒。
25. 如權利要求15到24中任一條所述的方法，其中所述吸附劑 顆粒的尺寸分布在約40微米到125微米之間。
26. 如權利要求15到25中任一條所述的方法，其進一步包括淨 化含有二氧化碳的氣體產品中的灰塵。
27. 如權利要求15到26中任一條所述的方法，其進一步包括冷 卻含有二氧化碳的氣體產品。
28.如權利要求15到27中任一條權利要求所述的方法，進一步包括壓縮含有二氧化碳的氣體產品。
全文摘要
本發明公開了一種用於煅燒/碳酸化循環處理的系統和方法。該系統包括煅燒反應器，其用於接收部分碳酸化的礦物吸附劑顆粒；熱交換結構，其用於透過煅燒反應器壁向吸附劑顆粒的顆粒流傳熱，以促進吸附劑顆粒的煅燒反應，從而再生吸附劑顆粒；氣體抽取單元，其用於從煅燒器中去除氣體產品，其中該氣體產品包括來自煅燒反應的二氧化碳；碳酸化反應器，其用於從煅燒反應器接收再生吸附劑顆粒和冷煙道氣，以使再生吸附劑顆粒部分碳酸化，同時淨化煙道氣，且部分碳酸化的吸附劑顆粒和淨化煙道氣分別作為熱物料離開碳酸化反應器；以及提升機單元，其用於將部分碳酸化的吸附劑顆粒從碳酸化反應器循環到煅燒反應器。
文檔編號B01D53/62GK101378826SQ200680048425
公開日2009年3月4日 申請日期2006年10月23日 優先權日2005年10月21日
發明者康納·J·霍利, 馬克·G·西茨 申請人:Calix私人有限公司