从水泥生料混合物生产水泥熟料的方法与系统 |
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| 申请号 | CN201380045689.3 | 申请日 | 2013-07-02 | 公开(公告)号 | CN104583148A | 公开(公告)日 | 2015-04-29 |
| 申请人 | 蒂森克虏伯工业解决方案股份公司; | 发明人 | S·弗里耶; S·奥伯豪泽尔; | ||||
| 摘要 | 本 发明 涉及一种用于从 水 泥 生料 生产 水泥 熟料的工艺与设施，其中水泥生料的一部分在 煅烧 炉预热器中预热，并且水泥生料的其余部分在炉预热器中预热，经预热的水泥生料在运行 氧 - 燃料 工艺的煅烧炉中被预煅烧，预煅烧的水泥生料在炉中被烧制，烧制的水泥生料在冷却器中被冷却，煅烧炉预热器使用来自煅烧炉的煅烧炉废气来运行，炉预热器使用来自炉的炉废气来运行，夹带流反应器被用作煅烧炉，其中在已在煅烧炉预热器中加以利用之后，煅烧炉废气的一部分被再循环到煅烧炉，以及炉废气(23)经历CO2的 后燃烧 去除。 | ||||||
| 权利要求 | 1.一种用于从水泥生料(1)生产水泥熟料的工艺，其中 |
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| 说明书全文 | 从水泥生料混合物生产水泥熟料的方法与系统[0002] 在生产水泥熟料的过程中，在煅烧生料时每千克的熟料形成约0.53kg的CO2，并且在燃烧所需燃料时每千克熟料形成0.26-0.29kg的CO2。这些CO2通常被排放到大气。取决于气旋预热阶段的数量以及辐射和对流损失，具体燃料能量要求是2800-3200kJ/kg熟料。为此，对其中形成的CO2实质上集中在废气中并且CO2随后被液化并被长期存储在适合的装置中或者用于其他目的的工艺已有讨论。 [0003] DE102008023899B4公开了一种用于减少水泥熟料生产中的CO2排放的工艺，其中富含石灰材料成分和低石灰材料成分在单独的预热器中预热，在联合煅烧炉中煅烧，并且随后在炉子中烧制，以得到水泥熟料。这里，来自煅烧炉的废气被用在用于预热富含石灰材料成分的预热器中，并且来自炉子的废气被用在用于预热低石灰材料成分的预热器中。此外，燃料和纯氧气被引入煅烧炉用于燃烧从而形成煅烧炉废气，其主要包含二氧化碳和水蒸汽。来自用于预热富含石灰材料成分的预热器的废气作为循环气体至少被部分再循环到煅烧炉，以便作为载气被引入其中。 [0004] WO2008/059378A2公开了一种生产水泥的工艺，其中生料首先通过来自旋转管式炉(1100-1300℃)的废气而被预热，并且随后通过煅烧炉中的氧-燃料燃烧在气体侧分离于炉废气地被大部分煅烧，在氧-燃料烧制中，氧气而非空气被用作氧化剂。氧气可以通过所讨论的氧气制造工艺之一来进行生产(低温、吸附、膜工艺)。富含CO2的煅烧炉废气以此方式生产。生料通过气旋与氧-燃料烟气分离并进入旋转管式炉。煅烧炉废气必须被冷却以便子流后续可以再循环到氧-燃料燃烧。在烟气冷却期间，例如可以生产工艺蒸汽或用于发电的蒸汽。然而，此类对煅烧炉废气的利用导致了水泥生产所需燃料能源的显著增加，因为此情形中废气未被用于预热生料。与传统水泥生产相比，燃料能源需求自身将增加近似高达70％至超过5000kJ/kg熟料。此外，工业实践表明热交换器在气体进入温度为850-950℃时非常难以操作，同时每立方米产生达几百克的高粉尘负荷：粉尘牢牢附着并且由于高温很难清除。因为高温以及因高温引起的材料削弱，传统清除方法在这里不起作用。 [0005] WO2010/046345提出了一种根据固定流化床原理操作的煅烧炉，其不是作为煅烧炉而是被配置为夹带流反应器。因为不需要在煅烧炉内生料的气动传输，因此该概念不涉及或仅仅涉及非常少的烟气再循环。因此不需要或仅仅需要冷却和再循环非常少的烟气，并且废气可以照常被用于预热生料。此工艺中的燃料能源要求因此不高于或者仅仅略高于使用预热炉的经典水泥生产情形。 [0006] 作为将煅烧炉配置为固定流化床的结果，明显更少的预煅烧热料进入将要冷却的氧-燃料烟气路径。这样可能的再碳化效应可以被最小化。来自氧-燃料烟气的热量被用作后燃烧单元的热源，后燃烧单元用于从炉废气吸收CO2并且随后从洗涤液解吸相对纯的CO2。此外，来自冷却器废气流的余热这里被用作解吸的额外热源。 [0007] 然而对流化床概念的详细审视发现，流化床煅烧炉除了纯氧操作外还需要非常大的横截面积，因为对于通常非常细小生料的情形，即使是在非常低的气体流速下也不再能够建立固定流化床。低再碳化的优点将不复存在，并且流化床在非常大建筑体积和高压降方面的劣势将变得突出。 [0008] 因此本发明的目的是改善生产水泥熟料的工艺与设施，以便实现更高等级的CO2去除，同时不显著增加工艺中的燃料需求。 [0010] 本发明用于从水泥生料生产水泥熟料的工艺包括以下步骤： [0011] -水泥生料的一部分在煅烧炉预热器中预热，并且水泥生料的其余部分在炉预热器中预热， [0012] -在煅烧炉预热器和炉预热器中预热的水泥生料在运行有氧-燃料工艺的煅烧炉中被预煅烧， [0013] -预煅烧的水泥生料在炉中被烧制， [0014] -烧制的水泥生料在冷却器中被冷却， [0015] -煅烧炉预热器使用来自煅烧炉的煅烧炉废气来运行，以及 [0016] -炉预热器使用来自炉的炉废气来运行， [0017] -其中夹带流反应器被用作煅烧炉，其中在已在煅烧炉预热器中被利用之后，煅烧炉废气的一部分被再循环到煅烧炉，以及 [0018] -炉废气经受后燃烧去除CO2。 [0019] 本发明用于从水泥生料生产水泥熟料的设施实质上包括： [0020] -用于预热水泥生料第一部分的煅烧炉预热器， [0021] -用于预热水泥生料第二部分的炉预热器， [0022] -用于预煅烧已在煅烧炉预热器和炉预热器中进行预热的水泥生料的煅烧炉，[0023] -用于烧制经预煅烧的水泥生料的炉， [0024] -用于冷却经烧制的水泥生料的冷却器， [0025] -其中煅烧炉预热器使用来自煅烧炉的煅烧炉废气来运行，以及[0026] -炉预热器使用来自炉的炉废气来运行， [0027] -其中煅烧炉被配置为夹带流反应器并且配备有用于再循环在煅烧炉预热器中加以利用之后的煅烧炉废气的一部分的装置，以及 [0028] -用于去除CO2的后燃烧单元被布置在炉废气流动方向上炉预热器的下游。 [0029] 为了本发明的目的，运行氧-燃料工艺的煅烧炉是这样的煅烧炉，其中使用燃料和燃烧空气，其中氧气的比例为至少75mol％，优选至少95mol％。 [0030] 作为传统夹带流反应器带有烟气再循环的煅烧炉实施例明显更易于实现。此外，实验证明煅烧炉废气中预期的再碳化效应弱于预期。 [0032] 后燃烧单元优选是经典的烟气洗涤器，其中注入低CO2溶剂，该溶剂优选吸收CO2，并且因而去除烟气中的CO2。富含CO2的溶剂在工艺余热的帮助下被再次去除CO2，从而能够作为用于吸收CO2的低CO2溶剂被再次注入，从而其可以循环操作。 [0033] 然而作为替代，其还可以是基于固体的后燃烧单元，其中烟气中存在的CO2与固体反应以形成碳酸盐化合物，并且该碳酸盐通过工艺余热被再次煅烧(被称为碳循环)。这里的碳酸盐优选为碳酸钙、碳酸镁和碳酸钠。水泥生料自身因此也可以被使用。然而，对于碳循环概念的情形，对于再生的加热将预期明显更高的温度等级。 [0034] 在本发明的一个具体实施例中，后燃烧去除CO2的热需求至少部分地由优选完全由来自冷却器的废气、炉废气和/或煅烧炉废气的至少一部分的余热承担。这里，后燃烧去除CO2的热需求可以部分由在煅烧炉预热器中利用之后的非再循环煅烧炉废气的余热承担，或者部分由在炉预热器中利用之后的炉废气的余热承担。 [0035] 此外，可以设计再循环到煅烧炉的煅烧炉废气部分由来自冷却器的废气直接或间接加热。煅烧炉废气的非再循环部分优选地经历CO2的去除，特别是CO2液化。通常，在分离出多种杂质源之前的煅烧炉废气并不足够纯净到进行进一步的传输和存储/利用。因此CO2纯度必须在将被分离的流中进一步增加。为此，提出了上文讨论的方法，其中采用了单个或多个阶段的去除操作，其中基于质量流占主要成分的CO2为液相，而难以液化的元素如氧、氮和氩以气相聚积。然而，该气相有时仍包含高浓度的CO2。因此将该气相流(也被称作尾气)连同炉废气一起传送到CO2的后燃烧去除是有用的。在优选实施例中，在煅烧炉预热器中利用之后的煅烧炉废气和/或在炉预热器中利用之后的炉废气被馈送到用于产生工艺蒸汽(水蒸汽)的余热锅炉中，产生的工艺蒸汽被用于CO2的后燃烧去除。 [0036] 此外，尝试以下述方式相互匹配氧-燃料工艺和CO2的后燃烧去除，即建立基本完全去除CO2的能量最佳状态。当来自非再循环煅烧炉废气、炉废气和/或来自冷却器的废气的可用工艺余热能够被完全用于CO2的后燃烧去除时，该状态被建立。通过降低煅烧炉及其预热器中煅烧的程度可以补偿多余的可用工艺热。在这里使用氧气的情况下这将提供节能的优势。作为结果，在炉废气量增加的情况下产生的CO2可以通过足够可用的余热被分离出。 [0037] 另一方面，可以通过增加煅烧炉及其预热器中的煅烧水平来补偿当前工艺热的不足。从而，在多余工艺热的情况下炉废气中的CO2含量增加，而在工艺热不足的情况下炉废气中的CO2含量降低。两个调节参数可用于改变煅烧的程度：可以通过煅烧炉中燃料的更多或更少的量来增加或减少煅烧炉出口处的煅烧程度。可以通过馈送进入炉预热器的材料的更多或更少的量来增加或减少煅烧炉及其预热器中原料的煅烧程度。 [0039] 图1简要示出了根据本发明用于生产水泥熟料同时带有联合CO2处理的设施，[0040] 图2简要示出了根据本发明用于生产水泥熟料同时带有单独CO2处理的设施，[0041] 图3简要示出了用于去除CO2的后燃烧单元，以及 [0042] 图4简要示出了余热锅炉。 [0043] 在图1所示用于生产水泥熟料的设施中，水泥生料1在气体侧上被分离的两个预热器即煅烧炉预热器2和炉预热器3中被预热，并且经预热的生料4随后在被设计为夹带流反应器的煅烧炉5中被预煅烧。该煅烧炉运行有使用燃料6和燃烧气体7的氧-燃料工艺。燃烧气体在所示的示例性实施例中是由煅烧炉废气17的再循环部分17a以及在空气分离设施8中通过传统方法之一(低温空气分离、吸附法、膜技术)生产的富含氧气体流18的混合物形成的，并且氧含量至少75mol％，优选至少95mol％。在传统低温工艺中，目前电能消耗在250kWh/tO2至300kWh/tO2的范围内，氧纯度约99.5％。如果氧的纯度要求变低，电能消耗也会下降。通过改进的集成度以及例如使用三心柱技术，电能消耗可以降低到 160kWh/tO2。 [0044] 经预煅烧的水泥生料9随后进入被配置为旋转管式炉的炉10中，在其中水泥生料9被进一步加热至1300-1500℃，并且完全煅烧并反应以形成特征熟料相。在后续的冷却器 12中，热水泥熟料11随后被冷却到50℃-250℃。在所提出的概念中，熟料的冷却是通过冷却气体13进行的，进而形成来自冷却器具有多种温度的废气14、15和16。来自冷却器的最热废气14是在直接毗邻旋转管式炉10的熟料冷却器12的初始段形成的。其被用作传统炉烧制中燃烧空气的“次级空气”。来自熟料冷却器12中间部分的废气15(中间空气)被用于在间接热交换器19中预热燃烧气体7。考虑到该热交换器中极小的温度差异，存在来自冷却器用于预热燃烧气体7的废气15(中间空气)的最佳能量比例，其中燃烧气体7由煅烧炉废气17的再循环部分17a和富含氧气体流18构成，并且被预热至高达700℃。 [0045] 还可以设想构造简单的方案，其中来自冷却器的废气15(中间空气)在无物理分离的情况下与来自冷却器的废气16一起被取出，以便用于在间接热交换器19中预热燃烧气体7。由废气15和16构成的混合气体因而将具有明显更低的温度，并且燃烧气体7因而可以仅被预热至较低值。 [0046] 作为替代，还可以设想将由煅烧炉废气17的再循环部分17a和富含氧气体流18构成的燃烧气体7作为冷去气体13的一部分馈送到熟料冷却器，以便随后直接利用所得的冷却器废气作为煅烧炉中经预热的燃烧气体7。在该替代方案中，燃烧气体将借助热水泥熟料被直接预热至高达1000℃。然而，此做法将对冷却器的结构具有极高构造要求。 [0047] 从热交换器19出来的来自冷却器的废气15以及来自熟料冷却器12的其余废气16可以用于在余热锅炉20中产生工艺蒸汽25，用以向用于去除CO2的后燃烧单元21供热。 来自冷却器已在余热锅炉20中被冷却的废气13′例如可以用在原料磨26中，用于烘干水泥原料或生料1。 [0048] 在炉10中，燃料22借助经预热的次级空气(＝废气14)和未经预热的主空气部分而进行燃烧，并且在离开炉之后作为炉废气23进入炉预热器3。在炉预热器3中加以利用之后，炉废气23可以用于在余热锅炉24中供热，用以产生后燃烧单元21随需的工艺蒸汽25。 [0049] 冷却的炉废气23和冷却的来自冷却器的废气13′在余热锅炉24或20的下游必须具有足够的热量以一起确保在集成操作情形下(即对于使用原料磨26的情形)对水泥生料1的所需烘干。在直接操作中，原料磨26未被使用，并且炉废气或冷却的来自冷却器的废气被馈送到冷却装置27或者额外的余热可以从其取出加以利用。在原料磨26或冷却装置27之后，废气23进入粉尘过滤器28中进行后处理。已去除粉尘的废气23随后可选地在最终被馈入后燃烧单元21之前进入烟气脱硫设施29。烟气脱硫设施可以根据典型的湿化学概念操作，这是燃煤电站的烟气脱硫工艺中常用的。自然地还可以在半干烟气脱硫工艺中同时从废气去除粉尘并脱硫。这里，湿润的吸附剂以及再循环且湿润的过滤粉尘在过滤器上游被引入废气中。该过滤器随后将替代粉尘过滤器28以及烟气脱硫设施29。为了增加此类半干烟气脱硫工艺的效率，粉尘过滤器也可以包括两个单元28a和28b。这里，粉尘将在第一过滤器28a中从烟气中去除，并且吸附剂将在过滤器28a之后被引入无粉尘的废气中且在过滤器28b中沉淀并部分被再循环。残留的SOx成分可选地可以借助下游的精洗器(例如，NaOH洗涤器)被进一步减少。 [0050] 在优选的示例中，诸如燃烧中适当空气等级的主要措施足以令人满意地去除废气中作为其他酸性气体的NOx，而其是不利于后燃烧去除CO2的。如果不是这样，必须通过适当的辅助措施来确保去除。在更优选的示例中，为此目的通过SNCR(选择性非催化还原)去除氮氧化物是足够的，其中通过注入氨或尿素，废气的NOx含量在适当的温度下(900℃-1100℃)被降低。在另一示例中，必须借助SCR(选择性催化还原)来降低NOx，通过注入氨或尿素在300℃-450℃下在存在催化剂的条件下发生氮氧化物的去除。对于后续可选的余热锅炉24来说，必须考虑到烟气中存在的SO3和SNCR或SCR中引入的氨所形成的硫酸铵。硫酸铵可在锅炉的加热表面上形成高度腐蚀性的沉积物。作为替代，因此还可以考虑在烟气从烟气脱硫设施出来之后的SCR工艺。然而，烟气这里首先必须通过适当的传热系统被再加热至适于该工艺的温度，以便随后能够在余热锅炉24中再次被冷却，其中余热锅炉24位于氮氧化物去除和脱硫下游的烟气侧。 [0051] 来自煅烧炉5的富含CO2煅烧炉废气17在煅烧炉预热器2中被冷却，其中煅烧炉预热器2与炉预热器3相分离。为了使用再循环风机再循环煅烧炉废气的一部分17a，出于逻辑原因煅烧炉废气首先必须被冷却到风机可接受的温度。这可以在另外的余热锅炉30中进行，其中余热锅炉30利用煅烧炉废气中的焓额外产生用于后燃烧去除CO2的工艺蒸汽。然而，更为有利的是设计和操作煅烧炉预热器，使得煅烧炉废气在经过煅烧炉预热器之后恰好具有用于再循环风机的恰当温度约380℃至450℃，在此情形中，余热锅炉30可以省略。 [0052] 煅烧炉废气17的一部分17a被再循环以维持煅烧炉5中的流动条件。未再循环的部分17b可以在另外的余热锅炉31中被冷却，以便利用热来产生用于后燃烧单元21的工艺蒸汽25。为了改进热传递，在余热锅炉的上游安装一个或多个高性能气旋或简单电除3 尘器是有帮助的，从而煅烧炉废气17被净化为粉尘含量小于10g/标准m，优选粉尘含量小 3 3 于1g/standard m。然而，在粉尘过滤器32b中大量去除粉尘至小于100mg/standard m的 3 值优选小于20mg/standard m的值最晚是在余热锅炉31中冷却之后执行的。 [0053] 作为替代，当已是冷的的氧-燃料烟气17c作为猝灭气体被馈入煅烧炉废气中以便获得再循环风机允许的温度时，余热锅炉30可以省略。粉尘过滤器32a可以安装在余热锅炉31的上游，可选地还可以安装在再循环出口的上游。氧-燃料烟气17中的大部分热量然后可以在余热锅炉31中利用，其中可以很容易技术上实现对余热的利用，同时具有强附着粉尘的烟气的污染度很低。 [0054] 后燃烧单元21在图3中详细示出，并且可以包括使用例如单乙醇胺(MEA)作为溶剂的溶剂回路。目前许多溶剂已被开发并被测试。本发明可以明确应用于任何其他溶剂。已在粉尘过滤器28和烟气脱硫设施29中进行处理的炉废气23在被馈送到吸收器211之前首先在烟气冷却器210中被冷却到约40℃。此外由溶剂并且通常是水构成的低CO2洗涤介质216存在于吸收器中。 [0055] 在吸收器211中，低CO2洗涤介质216从冷却的炉废气23中吸收高达98％的CO2。残留气体38以相对低CO2、水饱和的状态离开吸收器。含有CO2的洗涤介质216′为达到预期解吸压力(对于MEA～2bar的情形)被设为更高压力水平，可选地在热交换器212中预热，作为经预热的含CO2洗涤介质216″离开后者，并且进入解吸器213，其中通过产生的工艺蒸汽25在底部加热解吸器热再生洗涤介质，并且从而在多个阶段从洗涤介质216″分离出CO2。在MEA作为溶剂的情形中，对于解吸器的加热要求，约3200-3600kJ/kgCO2必须是被预期的。由加热底部形成的冷凝液25′这里回到余热锅炉20、24、30、31中。 [0056] 不仅低CO2且主要含氮残留气体38并且富含CO2废气33也离开后燃烧单元21，并且富含CO2废气33随后被馈送到专门的CO2压缩器36(根据图2单独的CO2处理)，或者连同煅烧炉废气17c一起被馈送到联合CO2部分冷凝单元34(根据图1的联合CO2处理)。在后者的情形中，有利的是将富含CO2的产出气体(其可选地已处于较高压力)从后燃烧单元33直接馈送到压力水平适当的压缩器阶段。压力水平在MEA溶剂的情况下例如约2bar。 废气33的CO2纯度典型地高于95％，优选高于99％。 [0057] 水的主要部分被冷凝集成回到解吸器中或者借助冷凝水(入口213a、出口213b)位于解吸器上“塔顶冷凝器”(解吸器主冷凝器)中，以便保持经由现有富含CO2废气33的水损失和溶剂损失尽可能低。CO2含量再次变低的洗涤介质216首先从解吸器213底部排出，在热交换器212中预热富含CO2洗涤介质216′，进一步在冷却器214中冷却，并与补偿水216b(其用于补偿剩余水损失)一起回到吸收器211中。 [0058] 粉尘过滤器28中的粉尘去除、烟气脱硫设施29中的脱硫以及可选地去除氮氧化物对于下游用于去除CO2的后燃烧单元21的设计与运行来说有影响。用于此目的的许多溶剂特别是胺类会经历降解机制。这可以由热引起以及还由废气中的微量物质(例如，SOx，NOx)和氧引起。为此，如上所述适当的粉尘去除、氮氧化物的去除以及脱硫是特别有利的。在用于洗涤介质的回收器215中，溶剂可以部分而通常并非全部地被再生，并且此外需要额外的热量。新溶剂216a(补偿流)和已在回收器215中释放降解产物的溶剂216c因此被连续或间歇式添加到洗涤介质216中。 [0059] 从而，例如对电站烟气的MEA洗涤的一系列实验表明了对于1.5kg/tCO2补偿流的需要，即使作为烟气脱硫(烟气冷却以及使用NaOH的SO2精洗)中具体措施的结果，将要处理的废气含有非常低的SOx残留比例(<4ppm)。在水泥设施高达2000ppm的通常SO2浓度下或者由于炉废气路径上缺少煅烧器而很可能更高的SO2浓度下，采用了烟气脱硫的辅助措施来防止过度溶剂损失，其中辅助措施例如是使用石灰悬浮液的湿法洗涤，如电站烟气所常规使用的那样。后续的烟气冷却以及借助NaOH的精洗可以进一步可选地降低残留SO2的含量。在气体侧出口处来自烟气脱硫的SO2浓度应当在这里降低到最小值，以便获得洗涤介质最小可能的降解。这样，残留粉尘含量也会被最小化。粉尘过滤器下游的残留粉尘例如可以导致后燃烧单元溶剂回路中的累积，并且可能必须借助过滤器从溶剂中分离。洗3 涤器上游的废气的粉尘含量应当有利地低于140mg/标准m。然而，可以预期通过去除废气中SO2的额外措施无论如何将最小化粉尘含量。 [0060] 然而作为替代，还可以使用诸如NH3水溶液的其他溶剂。在此情形中，CO2洗涤在明显更低的温度下发生，典型地低于20℃，优选低于10℃。该工艺的不利之处是使用了有毒且可燃溶剂以及增加的用于冷却烟气和溶剂的能量消耗。在此情形中，必须在烟气脱硫下游提供例如可选的多阶烟气冷却系统。该工艺的优点是与MEA相比，NH4OH溶液的明显更高稳定性以及解吸器中更低的具体热量要求。取决于烟气污染的程度，烟气洗涤可能在这里省略。 [0061] 考虑到对洗涤介质最佳的解吸器213的压力和底部温度和压降，必须产生用于加热底部的足够压力的工艺蒸汽25(例如3.5bar、>140℃的蒸汽温度)。来自解吸器213的冷凝液25′形成了被馈送到个体余热锅炉20、24、30、31或馈送到用于余热锅炉的联合蒸汽室的给水。 [0062] 余热锅炉20、24、30、31例如可以被配置为自然对流锅炉(参见图4)，但是还可以设想其他设计。图4中示出的余热锅炉实质上包括蒸汽室201、下管202、加热部件203和上管204。在工作中，水从蒸汽室201向下通过下管202进入加热部件203。这里所需的热量由煅烧炉废气17、炉废气23和/或来自冷却器12的废气15、16的余热提供。形成的工艺蒸汽混合物在上管204中上升，并且回到蒸汽室201中。上管204中水/蒸汽混合物和下管201中水之间的浓度差驱动整个循环。用于加热解吸器213底部的工艺蒸汽25随后可以从蒸汽室201取出。 [0063] 作为替代，余热锅炉20、24、30、31还可以使用联合蒸汽室201。所需的工艺蒸汽25随后被从联合室取出并且被用于加热解吸器的底部。这里同样地，来自工艺蒸汽的冷凝液25′形成了被引入蒸汽室201的给水。 [0064] 在煅烧炉废气支路中，从粉尘过滤器32b或余热锅炉31出来的多少钱废气的未再循环部分17b可选地进一步被冷却，并且可选地进入后续SO2烟气洗涤器35中，其必须满足来自氧-燃料工艺的煅烧炉废气的特别要求。进入烟气洗涤器35的煅烧炉废气可以具有为来自传统水泥设施工艺的废气的SOx浓度三倍的SOx浓度。为了防止液化的腐蚀问题以及在CO2流中获得非常低SOx含量，残留SOx含量必须被保持为最小。在湿法洗涤的情形中，必须在两个罐中进行石灰石悬浮液中的SO2吸收和后续氧化，其中两个罐在气体侧彼此分离。作为替代，粉尘过滤器32a/32b中的粉尘去除和烟气洗涤器35中的脱硫在此情形中也可以在作为半干烟气洗涤器的一个单元中进行。为了防止腐蚀问题以及在将要存储的CO2流中获得非常低SOx含量，多少钱废气的残流NOx含量也必须保持为尽可能低。可以考虑与那些用于炉废气(驻澳措施，SNCR，SCR)类似的可能最小化方法。可以在再循环出口的上游或下游安装氮氧化物的SCR去除装置。此情形中由SO3和NH3形成的硫酸铵在下游余热锅炉31中的加热表面上形成强腐蚀性沉积物。作为替代，因此可以类似地在脱硫之后，在烟气已借助例如热传递系统被再次加热至约250℃-350℃之后，发生借助SCR从烟气去除氮氧化物。余热锅炉32随后将位于氮氧化物去除之后。 [0065] 已从中去除了粉尘、硫氧化物以及可选的氮氧化物的煅烧炉废气随后单独或与富含CO2废气33一起从后燃烧单元21进入CO2部分冷凝单元36。取决于馈入的烟气以及将要存储的CO2的所需纯度，来自后燃烧单元21的煅烧炉废气连同富含CO2废气的联合液化或煅烧炉废气的液化形成将被排出的含CO2残留气流37(尾气)。该气流的CO2浓度通常在20％-60％的范围内。 [0066] 当足够的工艺余热可用的时候，CO2可以在后燃烧单元21中从尾气流中分离出来。在单独CO2处理后燃烧的情形中，来自CO2部分冷凝单元34的含CO2尾气流37可以被另外馈入后燃烧单元21，分离出CO2，并且在那里另外分离的CO2可以被传输到CO2压缩器36，这使得总CO2去除量增加。在联合CO2处理后燃烧的情形中(如图1所示)，来自CO2部分冷凝单元34的含CO2残留气流37可以同样被馈入后燃烧单元21，分离出CO2，并且额外吸收的CO2进而被传输回CO2部分冷凝单元34。在此情形中也可以实现总CO2去除量的增加。 因煅烧炉废气17c中进入漏风或过量氧气而出现的污染物可以被避免至如下程度，即与来自后燃烧单元的富含CO2气流一起，实现与用于传输压缩CO2的期望浓度相对应的干CO2浓度。在此情形中，初始的CO2部分冷凝单元34可以由简单的CO2压缩器例如36替代。这里不再形成尾气流，并且进入单元的总体烟气进入另外的传输装置。 [0067] 产生的工艺蒸汽25的量可以借助基础部分氧-燃料工艺的程度来调节。部分氧-燃料工艺的工艺集成度越高，其效率就越高，并且产生更少的余热。然而，效率越高，工艺就变得更加复杂。因此将基础氧-燃料工艺的工艺集成度恰运行在这样的程度是有意义的，即恰好得到用于从炉废气23令人满意的后燃烧去除CO2所需的足够余热。如果即使不考虑极端集成措施(例如非常多的预热阶段、最大利用来自冷却器的废气中的热量)还有过多余热可用的话，氧-燃料烧制以及进而煅烧炉5中的煅烧水平例如可以降低到这样的程度，即作为增加的残留煅烧比例以及由此带来的旋转管式炉10中额外增加的烧制能量的结果，炉废气23中的CO2量匹配可用的余热。这样，氧-燃料烧制能量可以减少并且用于空气分离的电能将因此得到节省。通过降低预热器中水泥生料的比例可以获得类似的效果。那里预热的水泥生料随之具有更高的温度并且在最低预热阶段具有更高的煅烧级别。这里同样地，部分煅烧从煅烧炉5转移到旋转管式炉10或炉废气路径。 [0068] 参考标号： [0069] 1.水泥生料；2.煅烧炉预热器；3.炉预热器；4.经预热的水泥生料；5.煅烧炉；6.燃料；7.燃烧气体；8.空气分离设施；9.经预煅烧的水泥生料；10.炉；11.水泥熟料； 12.冷却器；13.冷却气体；14.来自冷却器的废气；15.来自冷却器的废气；16.来自冷却器的废气；17.煅烧炉废气；17a.再循环的部分，17b.未再循环的部分，17c.烟气洗涤之后的未再循环部分；18.富含氧气体流；19.热交换器；20.余热锅炉；201.蒸汽室；202.下管； 203.上管；21.后燃烧单元；210.烟气冷却器；211.吸收器；212.热交换器；213解吸器； 213a.冷却水入口；213b冷却水出口；214.冷却器；215.回收器；216.低CO2溶剂；216a.新溶剂；216b.补偿水；216c.再生的溶剂；216′富含CO2溶剂；217冷凝液；22.燃料；23.炉废气；24.余热锅炉；25.蒸汽；25′冷凝液；26.原料磨；27.冷却装置；28.粉尘过滤器； 29.烟气脱硫设施；30余热锅炉；31.余热锅炉；32粉尘过滤器；33.富含CO2烟气；34.CO2部分冷凝单元；35.烟气洗涤器；36.CO2压缩器；37含CO2的残留气流；38.残留气体。 |
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