具有包含气固分离区的反应区的化学回路燃烧方法及使用该方法的设备

摘要

本发明的目的是对固体原料进行燃烧的化学回路燃烧方法，在该回路中载氧材料发生流动，所述方法至少包括以下步骤：在以致密流化床运行的第一反应区（R1）中使得固体原料颗粒与金属氧化物颗粒发生接触；存在金属氧化物颗粒的情况下，使得来自第一反应区（R1）的废气在第二反应区（R2）中进行燃烧；在分离区（S3）中，使得从第二反应区（R2）得到的混合物中的气体、未燃烧颗粒与金属氧化物颗粒发生分离，并将金属氧化物颗粒送回到第一区（R1）之前将它们在氧化区（R4）中进行再氧化。

说明书

技术领域

本发明涉及用于产生能源、合成气和/或氢气的化学回路燃烧（CLC）领域。

技术背景

化学回路燃烧方法通常包含一个或多个反应区，其中通过使得燃料与含氧 固体发生接触进行燃烧，之后在将所述含氧固体送回到燃烧（或还原）区之前， 通过使得所述含氧固体在至少一个氧化区中与空气或者水蒸气发生接触进行 再氧化。

因此，化学回路燃烧由如下步骤构成：在封闭室中使得气体、液体和/或固 体烃进料与含氧金属氧化物型固体在高温下发生接触。金属氧化物释放出部分 其包含的氧，所述氧参与烃的燃烧。

燃烧之后，烟气主要包含二氧化碳、水和可能的氢。实际上，不必将烃进 料与空气发生接触，因此烟气基本上由燃烧气体和可能的用于传输和流化颗粒 的稀释气体（例如水蒸汽）组成。

因此可以生产基本上不含氮气的高CO₂含量（大于90体积%）的烟气， 可以考虑捕获CO₂然后贮存。参与燃烧的金属氧化物再进入另一反应密封室中， 其中金属氧化物与空气接触，从而被再氧化。

实施化学回路燃烧方法需要大量金属氧化物从而使得所有的燃料发生燃 烧。这些金属氧化物通常包含在矿石颗粒中，或者包含在工业处理得到的颗粒 （来自钢铁工业或采矿工业的残留物、来自化学工业或精炼的用过的催化剂） 中。也可以使用合成材料例如氧化铝或二氧化硅-氧化铝载体，其上沉积有可以 被氧化的金属（例如氧化镍）。

一种氧化物与另一种氧化物的实际可用的最大含氧量有明显差异，范围通 常为0.1和15%，常常为0.3和6重量%之间。因此以流化床方式实施对进行所 述燃烧特别有利。实际上，如果赋予颗粒流体的性质，则细分的氧化物颗粒更 容易在燃烧和氧化反应密封室中以及在这些密封室之间循环。

专利申请FR-2,850,156描述了一种化学回路燃烧方法，其中在将燃料进料 到以循环流化床模式运行的还原反应器之前将燃料碾碎。固体燃料颗粒的粉碎 实现了更完全和更快速地燃烧，并产生了与循环氧化物分离的几乎100%的飞 灰。首先通过旋风器提供了从循环床下游的分离，然后通过装置使得未燃烧的 颗粒与金属氧化物颗粒分离。未燃烧的颗粒夹带在氧化区中，从而防止了氧化 物反应器流出物中CO₂的排放。

分离装置包含通过水蒸气进行流化的流化床，这使得细轻颗粒，例如含碳 残留物发生分离并将它们再次进料到反应器中，而密度较重且较大的氧化物颗 粒被输送到氧化反应器。该装置是较复杂的设备，因为其含有两个内部隔室。

此外，根据专利文件FR-2,850,156，在第二循环中使得飞灰与氧化物颗粒 分离，其中以流化床模式运行的分离器进行该分离，通过气动输送装置将硫化 的飞灰输送到仓筒，在滗析之后在流化床反应器的底部提取金属氧化物。

此外，以循环流化床模式运行的还原反应器中涉及的高气体速度，使之不 能获得足够的颗粒停留时间使得所有的固体燃料气化，然后发生气化产物的燃 烧。因此需要通过将未燃烧的颗粒经过分离器对其进行大量回收。如今，将未 燃烧的颗粒从氧化物颗粒中分离是一个精密的操作，因为这需要供给大量额外 的气体，这是高耗能的。

此外，由于过短的停留时间，难以实现完全燃烧，并且烟气含有大量的 CO和H₂，这涉及在工艺的下游存在后燃烧区。

N.Berguerand的论文“Design and Operation of a 10kWth Chemical-Looping  Combustor for Solid Fuels（用于固体燃料的10kWth化学回路燃烧器的设计与运 行）”（ISBN 978-91-7385-329-3）中描述了一种允许使用化学回路进行煤燃烧 的装置。

该装置由氧化反应器、旋风器、流化床组成，所述氧化反应器使用金属颗 粒，所述旋风器实现氧化之后颗粒与贫氧空气的分离，所述流化床通过排列在 旋风器下面的返回管供给经氧化的金属氧化物，其中通过煤燃烧进行金属氧化 物的还原。将煤进料到流化床的上部（稀相中）。在还原反应器中，逐渐发生 煤的燃烧：煤颗粒开始向下流动并在稀相中脱除挥发，逆流到流化气体，其中 仅存在少量金属氧化物；然后它们与流化的金属氧化物在密相中接触。长停留 时间使得煤发生气化并产生含大量一氧化碳和进入到稀相中的氢气的燃烧气 体。

在反应器的密相中流化速率低，通常在5和30cm/s的范围内，这不能夹 带走稀相中的大量金属氧化物；这些金属氧化物有可能促进从稀区排出的气 体，例如CO、H₂或者挥发烃的燃烧。因此还原反应器流出物中明显含有CO 和烃（HC），并且高于数个体积%。因此燃烧效率不是很好，还需要后燃烧区 来完成燃烧。

此外，根据该文件，还原反应器设置有结合在密相中的颗粒分离器，这需 要供给额外的气体用于分离。

申请人建立了一种改进的化学回路燃烧法，该方法甚至可以从粗糙状态的 燃料颗粒得到固体进料的完全燃烧，同时使得要循环的固体进料量最小化，这 使得方法的能源效率最大化。

根据本发明的燃烧方法可以通过直接在燃烧反应器的出口处对烟气进行 燃烧捕获至少90%排放的CO₂，捕获率由如下比率定义：

从燃烧反应器烟气中排放的CO₂量/化学回路燃烧过程中排放的CO₂量

在根据本发明的燃烧过程的出口处，旋风器下游的烟气的CO/CO₂摩尔比 低于0.05，H₂/H₂O比低于0.05。

在根据本发明的化学回路燃烧法中，在一方面，对携有氧气的颗粒以及固 体燃料之间的接触进行最优化以促进煤气化反应，在另一方面，还对气化产物 与金属氧化物之间的接触进行最优化从而产生经过完全燃烧的流出物（烟气中 的H₂、CO以及HC<1体积%）。

此外，根据本发明，在还原反应器烟气除尘阶段的下游进行未燃烧颗粒与 金属氧化物颗粒的分离，从而尽量利用烟气的最大动能用于分离两种类型的颗 粒。

发明内容

因此本发明涉及使用化学回路的固体进料的燃烧方法，其特征在于对载氧 材料进行循环，所述方法至少包括以下步骤：

－存在金属氧化物颗粒的情况下，在以致密流化床模式运行的第一反应区 中使得固体进料颗粒发生接触，

－存在金属氧化物颗粒的情况下，使得来自第一反应区的气体流出物在第 二反应区中进行燃烧，

－在分离区中，使得来自第二反应区的混合物中的未燃烧颗粒与金属氧化 物颗粒发生分离，

－在将金属氧化物颗粒输送回第一反应区之前，使得它们在氧化区中进行 再氧化。

可以将要在分离区中进行分离的颗粒的混合物供给到该区的流化床的稀 相中。

固体进料可以选自：煤、焦炭、石油焦、生物质、沥青砂以及生活垃圾。

反应区中的固体相的平均停留时间范围可以是0.25和20分钟之间，表观 气体速度可以是0.3和3m/s之间。

第二区中气体的平均停留时间范围可以是1和20秒之间，固体的平均停 留时间范围可以是2秒和1分钟之间，区中的空穴分数大于0.9。

在分离区中，通过含有来自第二区的颗粒的气体流出物可以引起至少80% 的具有速度的气流。

在分离区中，可以将分离区的稀相中的表观气体速度值设定在载氧颗粒平 均终端下降速度的30和300%之间的范围内。

在分离区的出口处，将含有轻颗粒和部分载氧颗粒的气流输送到至少一个 气固分离阶段，从而去除来自分离区的气流中所含的几乎所有颗粒，然后将所 述气流循环到反应区。

使得颗粒与气体的混合物进入到分离器密封室中。可以通过密封室的上部 的出口以及该密封室下部的排放管线来提取颗粒，对进口和提取参数进行选择 从而在密封室中产生下密相和上稀相，使得所述混合物进入到稀相中。

可以将来自外部源的气体供给到分离器密封室中。

本发明还涉及用于进行固体进料燃烧的设备，所述设备至少包含：

－第一反应区，其包含固体进料、流化气体以及载氧颗粒进料点，

－第二反应区，其通过进料点接收燃烧气体，所述燃烧气体含有来自第一 反应区的颗粒，

－分离区，其通过它的进口接收来自第二区的气体流出物，所述气体流出 物含有灰分、载氧颗粒以及未燃烧颗粒，

－氧化区，通过分离区向所述氧化区供给载氧颗粒和空气。

第二反应区可以包含新鲜载氧颗粒进料点。

第二反应区可以包含进氧点。

分离区可以包含密封室，该密封室具有至少一条所述混合物的递送管线， 设置在密封室下部的排放管线以及设置在装置上部的出口管线，对进口和排出 /出口参数进行选择，从而在密封室的下部产生密相，在密封室的上部产生稀相， 所述递送管线开口于稀相中。

分离器密封室还可以包含来自外源气体的递送管线。

第二反应区的流体截面可以小于第一反应区的流体截面。

可以提供至少一个气固分离阶段用于回收来自分离区的气流中的颗粒并 将它们通过管线循环到第一反应区。

设备可以包含两个气固分离阶段，向其中一个分离阶段供给含来自另一个 分离阶段的颗粒的气流。

可以在管线中存在至少一个密封室，该密封室含有流化床用于分离留在未 燃烧颗粒中的轻颗粒。

附图说明

通过非限制性实施例用图1至4对本发明进行描述：

图1描述了本发明的基本原理，

图2描述了反应区（R1）、（R2）以及分离区（S3）的具体实施方式，

图3显示了在第二反应区（R2）和分离区（S3）之间连接的一个可能的配 置；以及

图4显示了反应区（R2）和分离区（S3）之间另一个可能的配置。

具体实施方式

在图1中，通过管线（1）向反应区或者反应器（R1）供给燃料（本文中 为固体燃料）。可以通过穿过反应器的管线供给固体燃料。固体燃料颗粒流可 以是连续或者间歇的，注入频率对应的周期等于所有固体燃料颗粒在反应区 （R1）中平均停留时间的至少一半。

将固体燃料引入到反应区（R1），在其中进行挥发性化合物的脱挥发分作 用，根据固体燃料的来源，所述挥发性化合物通常固体燃料的5至50重量%， 之后与来自氧化管线（R4）并通过管线（3）供给的载氧颗粒发生接触。

还通过管线（2）向反应区（R1）递送进料流化气体。流化装置（未示出） 是本领域技术人员已知的，例如平面或者截锥形分布格栅、分布环或者喷雾器。 为了促进气化反应，引入的流化气体优选是水蒸气，或者可任选地是水蒸气与 CO₂的混合物。考虑到流化条件导致形成密相，反应区（R1）中的温度基本是 均匀的。温度优选高于800°C，优选在900°C和1000°C范围之间，从而使得固 体燃料气化所需的时间最少。

金属氧化物颗粒和未燃烧燃料部分，伴随含有水蒸气、氮气、氢气、CO 和/或CO₂的燃烧气体，或者这些气体的混合物通过管线（4）从反应区（R1） 流出。管线（4）将含颗粒气体混合物输送到第二反应区（R2）。管线（4）优 选是具有可变截面的管线，从而在反应区（R1）和（R2）之间提供连接。

管线（5）也允许在反应区（R1）的下部提取在反应器中形成并团聚的灰 分，以及可能的载氧颗粒和未燃烧颗粒。

第二反应区（R2）提供对来自反应区（R1）的气体混合物进行燃烧。为了 促进完全燃烧，可以通过管线（6）引入一定量的完全氧化的新鲜载氧固体。 还可以通过管线（7）直接引入氧气。

在第二反应区（R2）的出口处，通过管线（8）提取含颗粒气体流出物并 输送到分离区（S3），其中进行了较轻颗粒与气体和较重颗粒的快速分离，所 述较轻颗粒主要是未燃烧颗粒和可能的飞灰与金属氧化物细料，通过管线（10） 提取），所述较重颗粒主要是金属氧化物颗粒，在分离区（S3）的下部通过管 线（13）提取，供给到起了缓冲区作用的密封室（F4）。缓冲区（F4）可以是 第二反应区（R2）外围的同心流化床，通过管线（14）引入供给气体得到流化。 优选地，通过管线（17）引入该区，后者参与分离区（R3）中的分离。在该缓 冲区的流化床中，优选具有可以在壁上或者流化床中铺设管道的热交换装置 （16），允许对化学回路燃烧法中产生热量进行不定部分（通常为5至60%） 的回收。管线（15）允许将载氧颗粒从缓冲区回收到氧化区（R4）从而对它们 进行再氧化。

在分离区（S3）中，可以通过管线（9）引入来自外部源的气体。该气体 可以含有氧气或者氧化气体用于使得分离区（S3）中的CO和氢气的燃烧反应 继续进行。

通过管线（11）从分离区（S3）中提取经过倾滗的部分重颗粒（主要是载 氧颗粒），并循环到反应区（R1）。从而可任选地促进反应区（R1）、（R2） 以及分离区（S3）中温度的均匀性。

在分离区（S3）的出口处，管线（10）使得含较轻颗粒（主要是未燃烧颗 粒和可能的飞灰以及小部分载氧颗粒）的气流进入到至少一个气固分离阶段， 此处两个气固分离阶段（S5、S6），例如旋风器，允许对管线（10）的气流中 所含有的几乎全部颗粒进行回收，然后在可任选地通过例如流化床淘析去除飞 灰之后，分别通过管线（19）和（20）将它们循环到反应区（R1）。

在第一旋风器（S5）的出口处，通过管线（17）提取气流并输送到第二旋 风器（S6），并在该旋风器（S6）的出口处，通过管线（18）提取几乎不含颗 粒的气体，该气体的颗粒含量通常仅在100mg/m³和1g/m³范围之间。

因此，用于燃烧固体进料，其中对载氧颗粒进行循环的化学回路法至少包 含：第一反应区（R1）、第二反应区（R2）、分离区（S3）和金属氧化物颗粒 氧化区（R4），所述第一反应区（R1）以密流化床模式运行，在存在金属氧化 物颗粒的情况下，使得固体进料颗粒气化，所述第二反应区（R2）优选以稀流 化床模式运行，使得在存在金属氧化物颗粒的情况下，使得来自第一反应区 （R1）的气体排出物进行燃烧，所述分离区（S3）提供了含气体、未燃烧颗粒、 金属氧化物颗粒的混合物的分离，所述混合物来自第二反应区（R2），所述分 离区包含密封室，在该密封室中的具有上升速率的气流的稀相中允许对颗粒混 合物进行分离，所述金属氧化物颗粒氧化区（R4）允许在将所述颗粒输送到反 应区（R1）之前进行再氧化。

所述密流化床指的是气体分数ε_g低于0.9，优选低于0.8的流化床。

所述稀流化床指的是金属氧化物颗粒的体积分数低于10体积%的流化床。

优选地，反应区（R1）供给有：

－固体进料，该固体进料是干或者部分湿的，是干或者部分湿的颗粒形式， 颗粒尺寸通常在100微米和10mm之间，优选在100微米和500微米之间，

－直接来自氧化区（R4）的载氧颗粒，

－来自位于第二反应区（R2）下游的一个或多个气体-颗粒分离旋风器（S5、 S6）的载氧颗粒，

－流化气体，通常是氮气、水蒸气和/或循环的CO₂，优选为水蒸气。在水 蒸气或CO₂的情况下，所述气体可以积极地参与固体燃料的气化。

在反应区（R1）中，固相（固体燃料和氧载体）的平均停留时间范围是 0.25和20分钟之间，优选为2和10分钟之间。（反应区（R1）的出口处的反 应条件下）表观气体速度范围通常在0.3和3m/s之间。

反应区（R1）中的金属氧化物浓度至少是10体积%。

温度范围通常在800°C和1000°C之间，优选高于900°C。

根据本发明的方法进行化学回路燃烧法需要大量的金属氧化物。这些金属 氧化物通常包含在矿石颗粒中，或者包含在工业处理得到的颗粒（来自钢铁工 业或采矿工业的残留物、来自化学工业或精炼的用过的催化剂）中。它们也可 以通过合成材料例如氧化铝或二氧化硅-氧化铝载体得到，所述载体上沉积有可 以被氧化的金属（例如氧化镍）。一种氧化物与另一种氧化物的实际可用的含 氧量有明显差异，范围通常为0.1和15%，常常为0.3和3重量%之间。因此以 流化床方式实施对进行所述燃烧特别有利。实际上，如果赋予颗粒流体的性质， 则细分的氧化物颗粒更容易在燃烧和氧化反应密封室中以及在这些密封室之 间循环。

载氧颗粒的尺寸和密度通常远大于在高温燃烧区中与载氧颗粒接触的飞 灰和未燃烧颗粒的尺寸和密度。在燃烧区的出口处，估计未燃烧煤颗粒的尺寸 小于100微米，颗粒的主要部分的尺寸小于150微米。这些颗粒的密度范围通 常在1000和1500kg/m³之间。

固体进料燃烧得到的其他颗粒，例如飞灰也可以与余下的颗粒一起进行循 环，它们的特征在于颗粒尺寸和密度小于载氧颗粒，通常还小于未燃烧的颗粒。

除了可以在反应区（R1）的底部回收的非常小部分的团聚的灰分颗粒之外， 来自反应区（R1）的气体和固体流出物流入到第二反应区（R2）中。

第二反应区（R2）的流体截面严格地小于第一反应区（R1）的流体截面。 优选地，第二反应区（R2）的流体截面比第一反应区（R1）的流体截面小至少 25%，更优选小至少50%。

因此，截面的变化实现了反应区（R1）和（R2）之间速度的增加，并提供 了密相流和稀相流之间的转变。

在第二反应区（R2）中进行气体流出物的燃烧。

考虑气体速度，气体在该区中的平均停留时间范围通常在1和20秒之间， 固体的平均停留时间范围在2秒和1分钟之间。

在该条件下，并考虑物流的稀特性以及氧载体的存在，反应基本是气相和 固体之间的反应。这些反应通常将CO和H₂转化为CO₂和H₂O。

为了促进离开该区的烃类的总燃烧，将氧气注入到该区是有益的，所述氧 气可以是来自氧化区的新鲜载氧颗粒的形式或者氧气气体的形式。

此外，将部分固体燃料注入到所述第二反应区也是有益的，特别是如果燃 料具有高挥发性物质含量的情况下。因此，反应区（R1）中的气体进料是受限 制的，且反应器直径因而较小。

实际上已知一些固体燃料具有高挥发性物质含量，例如范围在25和50% 之间。

在该第二反应区中，对固体挥发性物质进行脱挥发并且可以快速燃烧。另 一方面，考虑到过短的停留时间，并考虑到在该反应区中与氧载体过短的停留 时间，非挥发性固体燃料残留（炭）没有时间发生反应。在分离之后，将其从 来自第二反应区（R2）的气体流出物循环到位于分离区（S3）下游的反应区（R1）。

第二反应区（R2）以稀流化床模式运行，其中所有的固体进行了传输。气 相的停留时间范围通常在1和20秒之间，传输的固体流速范围在25和 500kg/s/m²之间，优选在60和300kg/s/m²之间。

表观气体流速高于3m/s，低于30m/s，优选在5和15m/s之间的范围内（在 条件下表达），以有助于对所有的颗粒进行传输同时使得压降最小，从而使得 本发明的能效最优化。

在该区中，物流是稀的，并且气体占据了体积的主要部分。因此，空穴分 数通常高于90%，或者甚至高于95%。

与气体一起输送的颗粒具有不同的特性。它们是：

－载氧颗粒，在通过反应区（R1）或者第二反应区（R2）之后该载氧颗粒 产生了至少部分氧气，

－未燃烧的固体燃料颗粒（或者未燃烧颗粒），其被注入到反应区（R1） 中且没有完全气化或者注入到第二反应区（R2）中且基本经过脱除挥发。

－通过固体燃料颗粒的完全燃烧得到的可能的飞灰，它们在反应区（R1） 和（R2）中的停留时间是充分的。

在第二反应区（R2）的出口处，将气体流出物输送到分离区（S3）。

因此在分离区（S3）中实现来自燃烧区（R2）的气体混合物中较重颗粒与 较轻颗粒的分离。所述较重颗粒基本由要循环的金属氧化物颗粒组成，所述较 轻颗粒由要循环到反应区（R1）的未燃烧颗粒以及可能的飞灰组成。

在分离区（S3）中，气流的表观速度高于未燃烧颗粒的终端下降速度，从 而允许气体对其进行夹带。

因此，通过使得来自第二反应区（R2）的颗粒混合物成为具有速度的气流， 可以实现较重颗粒与较轻颗粒的“快速”分离。

所述快速分离指的是在小于1分钟，优选小于20秒内进行的分离，该时 间对应于较轻颗粒在分离器的稀相中的停留时间。

稀相的固体含量通常低于5体积%或者甚至低于1体积%。

分离区（或者分离器）包含至少一个密封室，该密封室具有所述混合物的 进口管线（8），设置在密封室下部的排放管线（13）以及设置在装置上部的 出口管线（10），对进口和排出/出口参数进行选择，从而在密封室的下部产生 密相，在密封室的上部产生稀相，所述进口管线开口于稀相中。

因此，在分离器的稀相中进行分离，从而得到最佳的分离效率。

分离效率可以由下式定义：

X=气体中夹带的未燃烧颗粒量/进入到分离器中的颗粒混合物中未燃烧颗 粒的总量

实施本发明的装置允许得到通常高于70%或者甚至高于80%的分离效率。

该良好的分离效率使得本发明方法的CO₂捕获率最优化，后者由燃烧区中 排放的CO₂量与CLC回路中排放的CO₂总量的比例所定义。

实施本发明的方法允许得到高于90%的捕获率。

例如，当分离效率为80%时，可以达到90%的捕获率，同时在反应区（R1） 中具有有限的气化过程。

因此，例如，实际上得到80%的分离效率，取决于进料的循环和挥发性物 质含量，允许在反应区（R1）内范围为50至70%的气化反应过程。

因此可以对反应区（R1）中进料的停留时间进行限制并得到更紧凑的反应 区（R1）。

优选地，完全通过含来自第二反应区（R2）的颗粒的气体流出物引起具有 速度的气流，但是还可以通过补充注入来自外部源的气体对速度进行调节，这 也有利于密相的流化积累沉淀颗粒。

优选地，通常将分离区稀相中的表观气体速度值设定到载氧颗粒平均终端 下降速度的30和300%范围之间，优选在50和150%范围之间，更优选在75 和125%范围之间。

平均终端下降速度通过下式得到（*）：

$\mathrm{Vt}={\left(\frac{4d_p({\rho }_s-{\rho }_g)g}{3{\rho }_g{C}_D}\right)}^{1/2}$

其中：d_p是平均颗粒直径

ρ_s是颗粒密度（kg/m³）

ρ_g是气体密度（kg/m³）

C_D是阻力系数

(*)：流化工程，Butterworth-Heinemann,Daizo Kunii,Octave Levenspiel， 第80页。

如上所述，在分离区（S3）的出口处，将含较轻颗粒的气流输送到一个或 多个气固分离旋风器（S5、S6）。在旋风器的出口处，气流含有的颗粒含量范 围通常在100mg/m³和1g/m³之间。可以进行进一步处理，例如超声除尘、水 冷凝、热回收、去除SOx、去除NOx等。

将从分离区（S3）的下部直接回收的载氧颗粒输送到氧化反应区（R4）， 该氧化反应区（R4）由一个或多个平行排列或者串联排列的流化床组成，并供 给空气或者氧化气体例如空气或水蒸气。

取决于金属氧化物在燃烧区和氧化区之间的循环速率以及材料的输氧能 力，氧化区（R4）以流化床模式运行在通常为700°C和1200°C之间，优选为 950°C和1100°C之间的温度范围内。

一旦载氧颗粒完成再氧化，通过管线（3）将它们输送回到反应区（R1）。

图2更精确地显示了图1的主要元件。

因此，在反应区（1）的水平，通过具体装置（设置在风箱下游的穿孔板 （24））通过管线（2）引入流化气体。所述板与水平面通常呈30°和70°之间 的角度，并且它们在中心部分提供有空间，通过该空间使得颗粒流动，允许通 过分布器（25）对沉淀在该区中主要由团聚灰分构成的部分颗粒进行回收。

反应区（R1）的流体截面基本是恒定的，该区中的平均表观速度范围在 0.3和3m/s之间。

反应区（R1）中的空穴分数低于0.9，优选在0.5和0.8的范围之间。

在反应区（R1）的上部，锥体（4’）允许将气体流出物和夹带的颗粒排出 到由长形反应器组成的第二反应区（R2），其中气体的表观速度高于第一反应 区中的表观速度。在第二反应区（R2）中，通过管线（6）引入来自氧化区的 载氧颗粒流。根据图2，该管线允许以第二反应区的轴向方向进料颗粒。它们 以流化型流动通过管线（6），优选在密相中流动。在一些情况下，以稀型流 动将颗粒进料到第二反应区（R2）中是有益的。然后对传输的气体进行选择， 从而促进来自反应区（R1）的气体的转化，所述气体优选含有氧气。

在第二反应区（R2）的出口处，通过位于所述第二反应区（R2）的顶部的 开口（8’）使得含颗粒气体在分离区（S3）的稀相中传输。在分离区（S3）的 稀相中，由于分离区（S3）的截面增加导致速度下降，从而允许较重颗粒沉淀 在该区（S3）的下部中，并将较轻颗粒夹带到分离区的上部。

在分离区（S3）的出口处，管线（10）使得含较轻颗粒（主要是未燃烧颗 粒和可能的飞灰以及小部分载氧颗粒）的气流进入到两个气固分离旋风器阶段 （S5、S6），使得能够对管线（10）的气流中所含有的几乎全部颗粒进行回收， 然后分别通过管线（19）和（26）将它们循环到反应区（R1）。

流化的密相中的较重颗粒在第二反应区（R2）的外壁与分离区（S3）的内 壁之间的环形空间沉淀。通过管线（11）使得部分较重颗粒循环到反应区（R1）， 其他部分通过管线（15）回收并输送到氧化区（R4）。

在第二旋风器（S6）的出口处，通过管线（18）对夹带的颗粒进行提取， 通过管线（20）对非夹带的颗粒进行提取，从而输送到含有流化床的密封室 （F7），所述流化床用于留在未燃烧颗粒中的轻颗粒（灰分）的更深度分离， 然后通过管线（26）将所述未燃烧颗粒循环到反应区（R1）。由通过管线（21） 递送并通过分布器（22）进行分布的气体提供流化，通过管线（23）从密封室 （F7）提取流化气体和飞灰颗粒。装置（F7）还可以设置在（S5）的出口处的 管线（19）上。

图3显示了第二反应区（R2）和由扩散锥体（35）组成的分离区（S3）之 间的连接，所述扩散锥体（35）的角度优选在6°和30°之间的范围内。气体在 锥（35）的出口处的最小速度高于3m/s，优选高于5m/s，从而在第二反应区（R2） 的出口处达到令人满意的传输条件。

从而在分离区（S3）的整个截面提供了含颗粒气体混合物的适当分布。从 而，可以对分离区（S3）的总高度进行限制。

类似地，图4显示了扩散锥体形式的插入件（36），其有助于促进含颗粒 气体混合物在分离区（S3）的整个截面的分布。

实施例

如图1所述，根据本发明的方法对煤型进料进行处理。

我们考虑使用镍基载氧颗粒，进行标称功率100MWth的化学回路燃烧， 所述镍基载氧颗粒具有以下性质：

－密度：2725kg/m³

－可逆运输能力：1.48质量%

考虑的进料是具有下表所给性质的中等煤：

考虑所需功率和6145千卡/kg的煤的净热值（NCV），管线（1）中的进 料流速是3.89kg/s。

燃烧所需的载氧固体（金属氧化物）通过管线（3）的循环速率是575kg/s， O₂的传输量是9.47kg/s。

通过氧化区（R4）之后的氧载体的返回温度是1032°C，这使得反应区 （R1-R2）和分离区（S3）的平均温度为940°C。

反应区（R1）的密相流化部分中的反应

金属氧化物颗粒在反应器中的平均停留时间是380秒。在该运行条件下， 通过蒸汽进行的煤的气化反应的过程为69%。

煤的气化反应是吸热的，通过以1032°C（经过管线（3））离开空气反应 器的氧化固体流以及从煤的气化所得到的合成气与载氧固体的反应提供使得 煤的气化反应维持在940°C所需的热能。

为了维持煤的气化，以300°C（通过管线（2））供给2.7kg/s的水蒸气流。

气相中所得到的组合物如下：

该流出物以及（通过管线（4））的固相，由465kg/s氧化固体、103kg/s 还原固体、0.55kg/s灰分以及1.18kg/s未转化的煤（考虑循环的煤）组成。

还原反应器（R2）稀相中的反应

该反应器中的停留时间是短暂的，对于固体设定为4秒。认为改时间不足 以发生未反应煤的敏感反应。另一方面，在该区中，固体伴随气相，这使得在 稀区出口处具有如下气相组合物：

将固体流输送会氧化反应器的流速是566kg/s。

分离（S3）

测定分离器（S3）的尺寸并运行分离器（S3），从而得到速度为1.0m/s 的气流。从而得到74%的分离效率（%在管线（10）中回收的未燃烧固体/进入 到反应器中的煤量）。

因此，通过管线（19）和（20）对0.88kg/s未燃烧固体进行循环和再进料 到反应区（R1）的致密流化部分。另一方面，通过管线（13）和（15）将0.31 kg/s未燃烧固体和载氧固体一起输送到氧化区（R4）。

所得到的CO₂捕获率是90.2%。将0.79kg/s补充蒸汽通过管线（9）供给 并在流化区（F4）中使用。

尺寸计算

基于上述材料平衡，可以对本发明目的的还原反应器测定单元尺寸。

在反应区（R1）中，尺寸标准是气体循环速率为0.75m/s，致密流化床的 空穴分数为65%。

在第二反应区（R2）中，尺寸标准是气体循环速率为7.5m/s，致密流化床 的空穴分数为99%。

在分离区（S3）中，尺寸标准是气体在上部循环，高于第二反应区（R2） 的出口。（R2）出口上方的表观气体速度设定为1.0m/s，下方（即流化区（F4）） 中为0.1m/s。设定床上的净空高度等于直径。第二反应区（R2）下方的高度是 4m。

从而推导出主要元件的尺寸：

  R1   R2   S3  高度(m)   8.05   17.0   11.0  直径(m)   6.77   2.45   7.03

以（R1）、（R2）然后（S3）的顺序将这些元件一个叠到另一个上面，单 元的总高度约为35m。

热平衡

化学燃烧回路是普遍放热的。温度设定为130°C，从固体热回收的分配， 和烟气的热回收如下：

固体上的热交换器（F4）   42.8MWth 烟气的热回收   55.7MWth

最后，在扣除了产生流化蒸汽所需的能源之后，回收了90.5MWth的能源。