HK1193371B - 运输氧-燃烧器中的氧燃烧 - Google Patents

Description

运输氧-燃烧器中的氧燃烧

就联邦资助的研究或发展所做的声明

本发明是在美国能源部第DE-NT0000749号合作协议下获得的一些政府支持下做出的。 政府在本发明中享有一定的权利。

技术领域

本发明总体涉及燃煤发电厂的设计，更具体地说，涉及一种运输氧-燃烧器。运输氧燃烧 器被用于用氧气作为氧化剂的煤的燃烧，以在从烟道气流中冷凝出水分后产生基本上纯的 CO2。

背景技术

氧-燃烧是燃煤发电厂的设计中的一部分，其有相比常规燃煤电厂设计而言显著地减少 CO2排放量的潜力。在氧-燃烧中，煤在富氧的环境中使用基本上纯的氧或经再循环烟道气 稀释的基本上纯的氧的燃烧。从这个过程中，烟道气主要是由CO2和H2O组成，因此，通 过简单的将排气流中的水冷凝，即可产生CO2浓缩气流。氧-燃烧优于空气燃烧的一点是， 它提供了大幅度减少CO2分离和捕获成本的高潜力，这是因为几乎所有的排气流出物均可 以被捕获及螯合。

Anderson(安德森)等人的美国第6505567号专利中公开了操作一种通过基本纯净的氧 气作为氧化剂送入燃烧器中以使燃烧器内的矿物燃料燃烧来操作大气循环流化床的方法。烟 气中所夹带的细小的固体的一部分在一外部流化床热交换器中冷却并且被再循环到燃烧器的 下部。该固体物的冷却过程中产生用于发电的蒸汽的一小部分。所再循环的夹带的、冷却的 固体的一小部分可以帮助控制燃烧器的温度。

Anderson等人还公开了向燃烧器再循环足够大量的气态燃烧产物以控制燃烧器的温度。 除了用氧气代替空气作为氧化剂之外，这样的循环流化床燃烧器(CFB)的操作方法与传统 的循环流化床燃烧器的操作方法基本上是相同的。但是，为了控制燃烧器的温度，需要将烟 气再循环回到燃烧器并且其速率与在空气供给燃烧过程中的空气中的氮气的量几乎相同。

虽然当有必要从烟道气中的捕集CO2时，Anderson等人的工艺相比鼓空气燃烧而言有 显著的优点，但大量的烟道气再循环会造成高能耗，并且会降低操作的可靠性。因此，这种 常规的操作方法需要改进。

此外，像任何空气燃烧过程一样，为达到完全燃烧，需要过量的氧，因此，在烟道气中 会存在氧。然而，对于CO2封存或其他应用而言并不希望CO2流的烟道气中存在氧。同 时，即便是仅存在少量的水分，CO2和氧气的混合物也更加具有腐蚀性。此外，生产氧气在 燃烧过程中昀昂贵的步骤，因此，也极不希望将烟道气与贵重的氧一同排放。

Anderson等人的专利中所示的循环回路布置类似于昀广泛使用的商业循环流化床。流化 床热交换器的曝气可以对旋流器性能以及整体的固体循环速度产生不利的影响。

在循环流化床中的氧-燃料燃烧与空气-燃料燃烧过程具有一些共同的缺点。例如，它需 要大的钙硫比以从烟道气中除去90％以上的含硫化合物。因此，针对严格的除硫或从发电厂 的硫成分的近零排放，烟道气脱硫(FGD)设备是必需的。然而，在过程中加入FGD会增 加投资和运营成本。

为去除硫化合物需要高钙至少有两个原因。一种是由于操作的大气性质，—煤中的硫化 合物将主要转换成SO2，其与钙化合物的反应速率相对较慢。第二个原因是，在循环流化床 中使用的都是大尺寸颗粒，并且仅石灰石颗粒的表面层是用来固硫的—而核心的颗粒具有很 少有机会与烟道气中的硫化合物相接触。

出于捕获CO2的目的，为了产生乏氮的烟道气流，实质上纯的氧气被用来替代例如， 第7282171和6918253号美国专利，以及第2009-0255450和2009-0257941号美国专利申 请公开中披露的在传统的粉煤(PC)锅炉中使用的空气。在这些参考文献中描述的方法同样 再循环大量的CO2或烟道气以缓和并控制锅炉的温度。

如上所述，对于氧-燃烧循环流化床过程而言，这样的通过对CO2或烟道气的大规模再 循环来控制燃烧温度会导致电厂的效率以及操作的可靠性的降低。此外，来自这些参考文献 中所描述的烧氧的PC锅炉的烟道气含有明显超过锅炉的操作所必需的量的过量的氧气。因 此，需要一个额外的工艺步骤以将氧浓度降至一相对低的ppm水平，以产生一个实质上纯的 CO2气流。

不同于循环流化床燃烧，对于PC锅炉而言，原位除硫是不方便的。此外，PC锅炉所燃 烧的燃料的研磨成本明显较高，这是因为它需要更精细燃料以实质上完全燃烧供应的煤。

所需要的是可以克服上述缺点的更佳的循环流化床回路布置以及更佳的操作方法。本发 明首要指向这样的系统和方法。本发明为CFB循环提供了新的布置并且提供了在加压富氧- 燃烧环境中的操作该循环方法。

发明内容

简要地描述的，在一个优选的形式中，本发明提供了一种运输氧-燃烧器，特别是用于煤 与氧气作为氧化剂的燃烧以将烟气流中的水分冷凝后产生实质上纯的CO2的运输氧-燃烧器。

在本运输氧-燃烧器中，燃料在提升管中与实质上纯的氧气(O2)燃烧并实质上完全氧 化，其结果是烟道气主要包括CO2和水蒸汽通过一冷凝水蒸汽的冷却步骤可以很容易地将CO2与H2O分离。净烟道气然后包含约80～98％ 的CO2，这取决于所使用的特定的燃料和氧-燃料燃烧过程。烟气流可以被压缩，干燥和进 一步纯化，以将其提供到管道运输和贮存的条件。

本运输氧-燃烧器包括一提升管，一第一气-固分离装置(优选为第一级旋流器)以及一 固体冷却器。所有的燃烧反应，气-固混合均发生在运输氧-燃烧器的提升管。提升管包括一 个主氧气进料和一固体燃料流的进料。在示范性实施例中，提升管可以进一步包括吸附剂流 进料和/或次级氧气进料。

自冷却器至提升管的下段的固体流与来自主氧气进料的氧气混合以通过跨越循环提升管 的横截面循环固体从而使得氧气充分分散。在一个示例性的实施例中，循环固体流中的固体 的质量流率是固体燃料流提升管的进料速率的约150～400倍。由于燃烧会实质在本发明中 的各个元素中完成，循环的固体中的碳含量几乎为零，并且提升管的下段的混合过程中具有 低的固体温升。实质上完全的燃烧和被循环的固体零碳的方法是通过提升管的设计和燃料的 研磨粒度的组合而实现的。提升管的高度被设计为可具有足够的停留时间以使得反应性昀低 的燃料仍可被完全转换。根据燃料特性，可将固体燃料流的研磨粒度设置为足够小的尺寸以 便通过提供高固体的表面积而得到较高的碳转化率。

循环的固体、烟道气和其他燃烧产物(包括任选的反应性吸附剂颗粒)的混合物流向提 升管的顶部并进入第一级旋流器。该第一级旋流器向该固体冷却器提供一固体流。

本运输氧-燃烧器在提升管和第一级旋流器之间还可以包括一便于将固体部分从气固混 合物中分离出来的分离组件。优选地，所述分离组件促进两股主要区别在于固体浓度的流， 即高固体浓度流和低固体浓度流。在一个优选的实施方案中，所述分离组件包括一倾斜交叉， 其利用固体颗粒的重力和惯性来形成高和低固体浓度流。

固体冷却器冷却来自第一级旋流器的固体流，且固体返回到提升管的下段。

离开本运输氧-燃烧器的烟气流中可以通过烟气冷却器冷却，然后可流过一过滤器或其他 装置以除去气流中的剩余的痕量颗粒。可进一步处理气流以冷凝水分，除去杂质，留下实质 上纯的CO2流作后续或其他利用。

本运输氧-燃烧器还可以包括第一级旋流器下游的第二气-固分离装置(优选为第二级旋 流器)以收集气流中夹带的额外的细固体颗粒。由第二级旋流器收集的固体返回固体冷却器。 在这个示例性的实施例中，烟道气流离开第二级旋流器后实质上更少的粉尘。

本运输氧-燃烧器被配置为处理具有不同特性的燃料。对于大容量和规模的燃烧器，典型 的是发电中用到的大容量和规模的燃烧器，本发明的示例性实施例容纳，包括但不限于不同 的嵌入式固体冷却器以产生蒸汽的安排。在本运输氧-燃烧器的进一步的示例性实施例中，是 通过注入清除用燃料除去烟道气中过量的氧气。运输氧-燃烧器的示例性实施例在带吸收剂喷 射的加压环境下操作，并且可以实质上除去烟道气中的所有污染的硫成分。

本运输氧-燃烧器包括一个加压循环流化床环路，该环路有利于煤的氧燃烧，可克服以上 指出的现有的循环流化床单位和PC锅炉的诸多限制。新的配置，在这里“运输氧-燃烧器” (TROC^TM)，包括一个嵌入式固体冷却器，并以更高的每提升管单位截面积质量流率循环固 体颗粒。

根据本发明的一个样态，在没有内部分配器的情况下将氧分配至循环流化床。用于在床 内颗粒循环配置的燃烧器提供了使循环环路中的氧均匀地分布的机会，以使氧在高温下的于 反应器内的燃烧过程中不会有热点，而已知热点会在燃烧器中生成煤渣。

本运输氧-燃烧器的另一个方面是它的在升高的压力下操作的能力。优选的是，它的工作 压力高于约150psia，从而降低了设备尺寸，并且降低了循环回路中的下游设备的尺寸和数量。 更高的工作压力，提高了热传导，排放控制，处理效率，同时降低了整体资金成本。

由于在环路中有大量的固体在循环，本发明的目的之一是自分离组件中发生的自然流动 分离直接将固体循环至固体冷却器。根据本发明的一个方面，所述分离组件包括在提升管和 第一级旋流器之间的倾斜交叉。固体自提升管的顶部并在提升管的出口以及固体冷却器的固 体进口之间被向下倾斜。然后气体和残余的固体流水平的流入第一级旋流器的入口。优选的 是，超过50％的固体从倾斜交叉流分离出来并进入固体冷却器。

本发明的另一个目的是，曝气气体的被引入固体以协助固体在冷却器中的流动并同时增 加冷却器的热传递率两者的一部分，向上流动至冷却器的固体入口。曝气气体与来自提升管 的烟道气一起进一步流入冷却器入口的固体入口下游的第一级旋流器。曝气和烟气的混合物 协助流入第一级旋流器的固体颗粒保持完全悬浮在气流中的状态。增加的固体颗粒流速以及 固体颗粒在第一级旋流器的入口的整个横截面的均匀分布可改善旋流器的固体收集效率。由 第一级旋流器收集的固体悬浮固体直接流入竖管。

根据本发明的另一个方面，固体流至冷却器的流量，继而固体冷却器的蒸汽发生率，由 冷却器中的曝气量控制。对固体冷却器的固体流量的控制的另一个手段是在入口处设置一个 狭窄的圆形喉管。另外，气体通过喉管的向上流速也可减缓向冷却器的固体流速。

根据本发明的另一个样态是提供独特的固体冷却器高度以及在冷却器中的固体的位准。 当需要低蒸汽产率时，在冷却器中的固体位准将只覆盖传热面积的一个部分。由于相对被覆 盖的固体而言，未被覆盖的传热表面区域的传热系数较低，因此自冷却器固体的整体蒸汽产 率将减少。因此，冷却器中的固体高度变成了获取所需的蒸汽产率的一种手段。

可以使用的第二级旋流器，以进一步收集从第一级旋流器的收集处理中的逃逸的固体。 由所述第二级旋流器收集的固体将通过一降液管和一密封腿(seal-leg)或密封环装置返回到 固体冷却器。密封腿中的固体柱防止了气体逆流，逆流会破坏气旋并降低其收集效率。固体 收集系统的类型以及是否需要第二级旋流器很大程度上取决于所选择的用于燃烧的固体燃料 的特性。

本发明可以进一步包括向第一级和第二级旋流器中的一者或两者的出口添加气态燃料或 非易失性固体。添加的燃料与烟道气中存在的过量的氧反映，从而将氧从烟道气中清除。清 除反应发生在交叉以及旋流器中。优选的是，喷射到交叉中用于清除氧气的燃料几乎是实质 上无硫。如果清除用燃料中含有形成SO2和SO3的硫化合物，则将硫吸附剂与燃料一同射 入以从烟道气中除去硫氧化物。

本发明还可以包括将高压CO2雾化水喷射入交叉以降低氧清除用燃料燃烧可能导致的 过高温度。水喷射的必要性取决于在燃烧器中的残余氧的位准。由于传输氧-燃烧器是在升高 的压力下操作的，水注射的一个优点是当冷却烟气以冷凝水分从而产生实质上纯的CO2流时 对潜热的再循环。

选定的用于燃烧的固体燃料、对于完全燃烧而言可能是必要的过量的氧气，以及用于产 生实质上不含氧气的烟道气流的所需要的任何氧清除固体燃料的特性可能使得一用于降低细 固体颗粒的浓度从而保证下游设备的安全操作的第三气-固分离装置(昀好是第三级旋流器) 成为必要。第三级旋流器也增加了气体的停留时间，并降低了烟道气中的一氧化碳含量。燃 烧器和第三级旋流器的出口处的烟道气的温度取决于飞灰的熔融温度。优选的是，烟道气的 温度低于灰分的灰分熔融温度约50°F-150°F。

在本发明的另一优选实施方案中，运输氧-燃烧器工作在超过10巴的压力下以用喷射到 燃烧器内的钙-硫的摩尔比低于1.3的吸附剂从烟道气中有效地去除约100％的硫氧化物。由 于运输氧-燃烧器中的加压的环境和高的循环固体质量通量，这样低的摩尔比是可行的。低摩 尔比可实现降低运营成本，因为需要更少吸附剂从而会产生更少的需要处置的废物。

随着运输氧-燃烧器在升高的压力下操作，也提供了改进的处理效率。通过冷却燃烧器排 出的烟气流而在烟道气冷却器中产生蒸汽。更高的压力可实现更高的传热系数，这是因为它 几乎与压力成正比。烟气流被进一步冷却，水汽被冷凝以在升高的压力下产生实质上纯的CO 2流。在升高的压力下操作可以有一个显着的优点。如果将纯CO2流压缩至相对较高的压力 用于运输、扣押或其他昀终用途，则可以显着降低压缩来自运输氧-燃烧器的纯CO2流边际 成本，这是因为运输氧-燃烧器的工作压力相对升高。通过在高压下的水分冷凝可以提取有用 的热能这是因为在升高的压力下的饱和温度也更高。

根据本发明的一个优选实施例，在循环流化床的提升管中的气相空塔速度是在约18至 50英尺/秒的范围内。如此高的气体速度增加固体循环速率，这是因为燃烧器工作在一被称为 运输状态的流状态，在该状态中气体的承载能力有助于循环固体流动通过提升管。

与传统系统相对比，固体颗粒通过提升管的高质量通量具有以下有益的优点：(i)其促 进燃烧反应完成，(ii)其以指数级别增加吸收大量释放的热量的能力，同时保持燃烧的温度 而不需要的任何再循环的CO2或烟道气(在现有技术中需要)，(ⅲ)它使实质上完全捕获 的硫组分成为可能且吸附剂利用率高。

大量的循环的冷却器固体燃料和氧气的混合可以维持燃烧的条件(温度)的稳定。与制 冷一样，本发明从燃烧区迅速吸收热量，并且在在固体冷却器中将其释放，其中，循环的固 体在本质上是“制冷剂“。

在根据本发明的另一优选的实施方案中，为了限制，如果不能避免的话，使用实质上纯 净的氧气进行燃烧时可能产生的热点，固体循环速率与含碳固体燃料质量之比在约150～400 的范围内。高固体流通率也使得它可以用于高蒸汽产率和在燃烧室中的高固体含碳燃料吞吐 量。

在约20000英热单位/平方英尺-秒至70000英热单位/平方英尺-秒或7千万英热单位/平方 英尺-小时到2.5亿英热单位/平方英尺-小时的范围内的提升管的横截面面积的基础上，如此 高的固体循环速度使得不寻常的高能量吞吐量成为可能。固体颗粒循环率主要是由竖管和固 体冷却器内的固体位准控制的，并由曝气率微调以调整和维护所需的提升管温度。

在结合附图阅读下面的说明书后，本发明的这些和其它目的、特征和优点将变得更加明 显。

附图说明

参照下面的详细描述并结合附图，可能会更容易地理解本发明的各种特征和优点，其中 相同的标号表示相同的结构元件，并且其中：

图1是根据示范性实施例的本发明的具有在提升管中的气体升流，向下流动固体冷却器， 两个阶段的气-固分离装置和的第二级旋流器和固体冷却器间的密封腿的运输氧-燃料燃烧器 的回路配置的示意图。

图2是根据示范性实施例的具有一个以上的向下流动的固体冷却器的运输的氧-燃料燃 烧器回路配置的示意图。

图3是根据本发明一示例性实施例的具有多于一个向上流动的固体冷却器和一个竖管的 运输氧-燃料燃烧器的回路配置的示意图。

图4是根据本发明一示例性实施例的同时具有向下和向上流动的固体冷却器两者的运输 氧-燃料燃烧器循环配置的示意图。

图5是根据本发明一示例性实施例的具有氧清除剂注射以及第三级旋流器的运输氧燃料 燃烧器回路配置的示意图。

图6是根据本发明一示例性实施例的具有第一级旋流器的浸入管和竖管间的密封腿的运 输氧-燃料燃烧器的回路配置的示意图。

本发明的具体实施方式

为了便于理解本发明的各种实施例的原理和特征，各种说明性实施例的解释如下。虽然 本发明的示例性实施例进行了详细解释，但是应当理解的是，还设想了其它实施例。因此， 不意欲将本发明限制在以下的说明中所述的或附图中示出的部件的结构和布置的细节的范围 内。本发明也可以有其他实施方式或通过各种方式进行实践或实施。此外，在对示例性实施 例的描述时，为了清楚起见，将诉诸特定的术语。

还必须注意的是，除非上下文明确的地另有规定，在本说明书和所附的权利要求书所用 的，单数形式“一”，“一个”和“该”包括复数指代。例如，对一个组分的引用其目的还包括组 合物的多个组分。对包含“一个”成分的组合物的引用意在还包括除了所列举的成份的外的成 分的引用。

此外，在描述的示例性实施例时，为了清楚起见将借助术语。每个术语都意欲涵盖本技 术领域的技术人员所理解的其昀广泛的含义，并包括以类似的方式操作以实现类似目的的所 有技术等同物。

在本文中，范围可表示为从“约”或“大约”或“实质上”一个特定的值和/或到“约”或“大约” 或“实质上”另一个特定的值。当表示这样的范围内，其他的示例性实施例包括从一个特定值 和/或至另一特定值。

类似地，如本文中所用，“实质上不含”某物，或“实质上纯的”和类似的特征描述可以包 括“至少实质上不含”某物或“至少实质上纯的”，以及“完全不含”某物或者“完全纯的”两者。

“包含”或“含有”或“包括”是指至少所列举的化合物、元素、粒子或方法步骤存在于该组 合物或产品或方法中，但并不排除其它化合物、材料、粒子，方法步骤的存在，即使其它的 这类化合物、物质、粒子，方法步骤具有与所例举者相同的功能。

还应当理解，提及一个或多个方法步骤并不排除存在额外的方法步骤或在已明确识别的 那些步骤的间介入其他的方法步骤。同样，也应当理解，提及组合物中的一个或多个组分并 不排除已明确识别的组分外的其他组分的存在。

所描述的作为本发明中的各个元素的材料意欲为说明性的而非限制性。许多将执行与本 文中所描述的材料相同的或者类似功能的合适的材料意欲包含在本发明的范围的内。本文中 未作描述的该等其它材料可以包括，但不限于，例如，本发明的开发时间后开发出的材料。

本发明是一种运输氧-燃烧器，其包括：包括初级氧气进料和固体燃料流进料的提升管， 第一气-固分离装置，以及具有出口冷却器固体流的固体冷却器，其中该出口冷却器固体流从 固体冷却器行进至该提升管的下区段，该出口冷却器固体流在该下区段分散来自初级氧气进 料的氧气，其中，在该出口冷却器固体流存在下的该出口冷却器固体燃料流与该经分散的氧 气的燃烧缓和以及控制该提升管中的燃烧温度，其中，在提升管中的气-固混合物进入该第一 气-固分离装置，其中，所述第一气-固分离装置向固体冷却器提供固体流。

提升管可以进一步包含一个或多个吸附剂流进料以及次级氧气进料。循环固体流中的固 体的质量流率可以在固体燃料流提升管的进料速率的约150～400倍的范围内。运输氧燃烧 器还可以包括一个位于提升管与第一气-固分离装置之间的分离组件，该分离组件促进从气- 固混合物中分离固体的一部分。运输氧-燃烧器，进一步包括设置在第一气-固分离装置下游 的第二气-固分离装置，以收集夹带在气流中的微细固体粒子，并将它们送回固体冷却器。

本发明还涉及一种运输氧-燃烧器，其包括：包含外壳和绝热性耐腐蚀耐火内衬的提升管， 其中，在提升管中含碳固体燃料在氧气及循环固体存在下燃烧，该燃烧形成包含气-固混合物 的烟道气流；具有倾斜的切向进口的第一级旋流器；连接该提升管与第一级旋流器的间的倾 斜第一交叉；第二级旋流器；连接该第一级旋流器出口以及该第二级旋流器的第二交叉；用 清除固体燃料消耗烟气流中过量的氧气的第三级旋流器；竖管；设置在第一级和第二级的旋 流器中的至少一个的下方的将固体送回竖管并且相对于烟道气流逆流的密封腿；以及至少一 个固体冷却器，其中，所述提升管提供旋流器与所述至少一个固体冷却器的间的连通，其中， 所述至少一个冷却器用于将来自所述循环固体的燃烧热传导至与水和蒸汽，形成蒸汽和过热 蒸汽中的一个或多个。

提升管可进一步包含：在该提升管的下区段中的至少一个燃料注射喷嘴，其将含碳固体 燃料馈入该提升管；在该提升管的下区段中的至少两个初级氧气注射喷嘴，其将氧气以沿着 该提升管下区段的不同高度馈入该提升管中；在该至少一个燃料注射喷嘴上方的至少两个次 级氧气注射管嘴，其将氧气以不同高度馈入该提升管中；以及至少两组曝气喷嘴，其将曝气 气体馈入至少一个固体冷却器的下区段及密封腿以促进固体流动及热传递。提升管可进一步 包含吸附剂进料，其添加吸附剂至提升管中以将至少部分不希望有的物质从烟道气中移除， 且不希望有的物质可为硫氧化物，其中该吸附剂为石灰石或白云石之一，且其中钙与硫的摩 尔比小于约1.3。

运输氧-燃烧器可具有在约30psia至1000psia范围内的操作压力。运输氧-燃烧器可具有 在约150至400范围内的固体循环速率与含碳固体燃料质量的比率，其中在提升管中固体燃 料与氧气在循环固体参与下的燃烧缓和及控制提升管中的燃烧温度。运输氧-燃烧器可具有在 约150至400范围内的固体循环速率与含碳固体燃料质量的比率，其中至少一个固体冷却器 中的至少一者为位于提升管下方的上升流固体冷却器。

第一级旋流器可具有在每磅气体约10磅至40磅固体范围内的倾斜进口固体负载容量。 第一级旋流器可具有在约25英尺/秒至55英尺/秒范围内的进口速度。

运输气燃烧器的至少一个固体冷却器中的一者可位于竖管底部，使得循环固体向下流入 位于竖管底部的至少一个固体冷却器中且向上流动且汇入位于提升管底部的至少一个固体冷 却器中的一者的提升管中。

具有至少两个固体冷却器的运输氧-燃烧器可包含具有穿过该至少两个固体冷却器的向 下流动的固体的一个固体冷却器及具有穿过该至少两个固体冷却器的固体向上流动的一个固 体冷却器。上升流固体冷却器可在该固体冷却器底部使用氧气作为曝气气体以使再循环至运 输氧-燃烧器的CO2减至昀少。

可借助在第一或第二级旋流器中的一者的出口处注射气体或固体清除用燃料来利用过量 的氧气。

本发明还包含一种运输氧-燃烧器，其包含：包含初级氧气进料及化石燃料流进料的提升 管、第一气-固分离装置及具有出口冷却器固体流的固体冷却器，其中该出口冷却器固体流从 该固体冷却器移动至该提升管的下区段，在该位置处该出口冷却器固体流分散来自该初级氧 气进料的加压氧气，其中在该提升管中化石燃料流及氧气的燃烧形成退出该提升管的烟道气， 其中该提升管中的该烟道气进入该第一气-固分离装置，其中该第一气-固分离装置提供进入 该固体冷却器的固体流，且其中该烟道气在水分冷凝后含有实质上纯的CO2。

运输氧-燃烧器可以足够高的固体循环速率充当循环流化床燃烧器，以使得无需使用再循 环CO2或烟道气作为缓和及控制提升管中的燃烧温度的手段。

提升管中的温度可借助进入提升管的下区段的相对较冷的循环固体来有效控制。可再循 环一定量CO2以用于有限曝气及将固体燃料传送至提升管。可借助添加清除用燃料来清除 提升管中为实现完全燃烧所需的过量氧气，以使得馈入提升管中的实质上所有氧气被完全耗 尽。

在图1中，运输氧-燃烧器的固体循环回路由100表示。运输气燃烧器包含提升管200， 其具有优选以耐火材料(未图示)作为内衬的高圆筒形外壳202。耐火材料包含双层：外部 绝热层，其使碳钢外壳维持在约300°F以下；内部抗侵蚀层，其保护外壳及绝热层不受归因 于高固体循环速率的侵蚀。实质上所有燃烧反应及气-固混合发生于燃烧器的提升管中。

初级氧气150经由沿着提升管高度的各个喷嘴馈入。初级氧气的约20-80％经由提升管 204的下区段中的喷嘴馈入以与循环固体中留存的碳反应。取决于所需固体循环速率，在添 加氧气流150后的总气体表面速度可介于约8英尺/秒至35英尺/秒的范围内。优选气体表 面速度在约10英尺/秒至25英尺/秒的范围内。

借助使固体循环穿过提升管的横截面，使馈入区段204的氧气与来自固体冷却器的固体 流206混合以完全分散氧气。循环固体流206中的固体的质量流率优选约为含碳材料进入燃 烧器的碳进料速率的150至400倍。由于使用本发明的各种组件后的燃烧实质上完全，故循 环固体206中的含碳量实质上为零，且提升管的下区段中的混合过程具有低固体温升。

实现实质上完全燃烧及循环固体中实质上零碳的方法是经由提升管设计及燃料研磨尺寸 的组合。提升管200的高度经设计具有足够滞留时间，使得具有昀低反应性的燃料得以完全 转化。视燃料特性而定，将固体燃料流210的研磨尺寸设定为足够小，以借助提供较大固体 表面积而促进达到较高碳转化率。举例而言，以质量平均直径计，低反应性燃料可粉碎至约 100微米至250微米的平均粒径，且高反应性燃料则可粉碎至约200微米至700微米的平均 粒径。灵活的平均粒程是与用于发电的惯用操作CFB单元不同的本发明的操作形态之一。

进入提升管204底部区段的循环固体具有在约700°F至1200°F范围内的温度，其取 决于进料燃料反应性。根据本发明的一个样态，将粉碎的含碳进料流210经由位于初级氧气 进料喷嘴上方的喷嘴添加至燃烧器中。在燃烧产物已被纯化后再将已经再循环了CO2气体 的固体燃料传送至煤进料器。

每单位质量的煤进料所需的传送气体的质量流率取决于燃烧器操作压力及所选择用以传 送煤的传送方法类型(例如稀相或浓相)。进入燃烧器的进料流中的碳的量可大于耗尽进入进 料嘴下方的燃烧器区段的实质上所有初级进料氧气所需的量。因此，提升管的下区段中的燃 烧反应低于化学计量，且与来自完全燃烧的流相比，燃烧产物实质上不含NOX。燃烧产物 及剩余未经转化的碳在提升管中向上流动，因为提升管中的气体速度大于昀大粒子的昀终速 度。

可经由提升管的中部至上部的各个喷嘴添加其它次级氧气流152以进一步燃烧剩余可燃 物。在一个较佳的实施例中，流152中的次级氧气喷嘴的数目可处在沿着提升管高度的多达 五个不同位准；在每一位准上，二至六个喷嘴经设计以将次级氧气注入提升管中。在自152 添加次级氧气后，提升管中处于气相的氧气体积百分比为约2-5％。在次级氧气流152喷嘴上 方的提升管上区段221中的温度在约1550°F至2000°F的范围内，其取决于燃料反应性及 灰分熔融温度。

根据本发明的一个示例性实施例，将吸附剂流220添加至运输氧-燃烧器的提升管区段中。 锁入提升管中的吸附剂可以例如是石灰石(主要为碳酸钙CaCO3)、白云石(碳酸钙及碳酸

镁的混合物)或在约1550°F至2000°F的操作温度范围内保持固相的其它吸附剂。将吸附剂 馈入提升管中的主要目的为从烟道气中实质移除所有硫组分。已知CaCO3可与由燃烧反应 生成的SO2及SO3两者反应，但并不非常有效地与H2S反应。在一优选的实施例中，吸附 剂流220的昀低进料位置至少在一个位准的次级氧气流152上方，因为吸附剂应馈入提升管 中的氧化氛围中。平均吸附剂粒径应在约30-300微米的范围内，以便有效地从烟道气中移除 硫氧化物。吸附剂中的钙与煤中的硫的摩尔比应在约1.0至1.3的范围内，以便从烟道气中 实质移除所有硫组分。

循环固体、烟道气及其它燃烧产物及经反应的吸附剂粒子的混合物流向提升管顶部且进 入倾斜交叉250。对于图1中展示的配置，在提升管顶部的气体表面速度在约25英尺/秒至75 英尺/秒的范围内，且优选的气体速度在约25英尺/秒至50英尺/秒的范围内。

倾斜交叉的功能不仅为连接提升管200与第一级旋流器300，而且为促进一部分固体借 助重力自气-固混合物分离。在转弯进入交叉且沿着交叉的倾斜长度流动的过程中，气固混合 物流260将在固体颗粒的重力及惯性两者的影响下自然分成两股流。此两股流主要借助其固 体浓度而区分；高固体浓度流262及低固体浓度流264。

高固体浓度流262沿着交叉底部流动且盐析于此流中的固体的量随着气-固混合物沿倾 斜交叉向下流动而增加，固体负载较稀的流264沿着交叉的顶部流动。除固体浓度的外，此 两股流中的粒径亦不同。较大粒子主要留在高固体浓度流262中且较小粒子悬浮在低固体浓 度流264中。

当流262及264两者均进入第一级旋流器300时，流262中的固体落入旋流器圆筒， 作为未经历任何实质性旋流作用的流。随着小粒子沿着旋流器壁旋转，其获得离心力且借此 与气流分离。由于较小粒子在旋流器内壁320引起侵蚀的严重性小得多，故旋流器的寿命显 著增加。

如美国专利第7,771,585号中所披露(其特此全部以引用的方式并入本文中)，第一级旋 流器较佳为耐火材料衬里的容器，其能可靠地促进对适当运输氧-燃烧器操作重要的高固体循 环速率及质量通量。

由第一级旋流器300收集的固体流320流入固体冷却器或热交换器700中。冷却器700 内部为热传递表面，其中固体颗粒与冷却表面内部的流体交换热量。热交换器表面内部的冷 却流体可为例如水或蒸汽。

在本发明的一个示例性实施例中，固体冷却器700中的固体被流化。粒子与建置于固体 冷却器中的热传递表面交换热量。当冷却剂处于流化态时，固体侧为基本上相同的温度且在 约800"°F～1400°F的范围内。粒子在流化床中的流化主要依赖于固体与气体间的速度差异。 可经由曝气蒸汽730及735添加少量曝气气体以促进固体粒子在冷却器底部出口中的移动。

在流化态下，固体向下流动速度在约3英尺/秒至10英尺/秒的范围内，较佳固体速度在 约4英尺/秒至6英尺/秒的范围内。固体与气体的间的速度差异在约0.2英尺/秒至

0.8英尺/秒的范围内。固体速度主要由固体冷却器中的固体位准及穿过730及735的曝 气速率控制，而提升管中的气体速度具有微小影响。循环固体粒子主要包含燃烧类似煤的含 碳燃料所生成的灰分，且粒径在约60至200微米的范围内。

在本发明的另一示例性实施例中，固体冷却器可作为移动床固体冷却器操作。在此操作 模式中，固体循环速率相对较低，且固体向下速度在约0.5英尺/秒至1.5英尺/秒的范围内。 此操作模式是借助在循环回路中的在约150至400微米的粒径范围内的较大粒子来实现。使 用移动床操作，使穿过730及735的曝气速率减至昀小。对于此操作模式，气体与固体之间 的速度差异在约0.03～0.1英尺/秒的范围内。移动床模式主要借助降低冷却器中的固体位准 来实现。

虽然流化操作是图1中展示的实施例的固体冷却器操作的所需模式，但当例如存在不需 要电力生产或蒸汽生成等的短持续时间设备基本上闲置的情况时，移动床模式是有利的。为 了使燃烧器保持温热状态且准备好用于生产，以移动床模式操作冷却器以便使备用模式期间 的能量消耗减至昀小是有利的。

在任一操作模式中，固体冷却器的出口温度将为相似的。给定设计在两个操作模式之间 的唯一差异为由冷却器生成的蒸汽的量，其归因于如上所述的操作参数的变化。

离开固体冷却器的在约900°F至1400°F范围内的温度下的经冷却固体流740流经非机 械阀800，该非机械阀800具有在相对于水平线向上约0度至45度范围内的角。可添加曝 气气体810至非机械阀以促进固体穿过该阀流向提升管，且以便维持围烧燃烧器回路的所需 固体循环速率。

在如图1中所示的配置中，在第一级旋流器下游添加另一旋流器400以收集夹带于气流 中的其它微细固体粒子。由于进口处气流中的固体负载量低，故此第二级旋流器具有常规设 计。由第二级旋流器收集的固体穿过下导管500及密封腿或环封配置600回到固体冷却器。 密封腿中的固体管柱限制或防止气体逆流，气体逆流可损坏旋流器且降低其收集效率。可添 加曝气气流510及610以促进固体在下导管及密封腿中流动。

离开第二级旋流器400的气流900实质上不含粉尘，而是含有2％～5％的氧气。气流 可经由烟道气冷却器(图l中未图示)冷却，且随后流经过滤容器或其它构件以移除气流中 剩余的痕量粒子。气流可经进一步处理以冷凝水分且移除杂质，并生成实质上纯的CO2以 用于隔离或其它应用。

离开旋流器400的烟道气流900的压力可在约30psia至1000psia的范围内，其中较佳 操作压力在约150psia至700psia的范围内。氧-燃烧器在压力下操作以克服在常压或略微负 压下操作的锅炉及燃烧器的弊病，诸如空气泄漏于烟道气流中以及高再循环CO2速率。在 高操作压力下操作是有利的，因为其以在高密度下具有较大固体承载容量的气体促进高固体 循环速率。甚至可用循环固体与馈入运输气燃烧器的碳的高质量比来实现无热点的热量分布。

在本发明的一个实施例中，固体燃料进入提升管的进料速率在约20000英热单位/平方英 尺-秒至70000英热单位/平方英尺-秒或7千万英热单位/平方英尺-小时至2.5亿英热单位/ 平方英尺-小时的范围内。在运输氧-燃烧器中在高压下操作的另一优势为使用吸附剂几乎从 烟道气完全移除硫氧化物，从而消除对洗涤器的需要。

图2中展示的运输气燃烧器102具有一个以上固体冷却器702及704，以在循环固体 回到提升管下部的前将其冷却。随着燃烧器容量增加，处理更多燃料且释放更多热量，固体 冷却器中的热传递表面积也应增加以便将释放的热传递至冷却(较佳水及蒸汽)系统。对于 大商用设备而官，两个固体冷却器可适应必需的热传递面积。

由第一级旋流器300收集的固体向下流入分配器且随后流入固体冷却器。旋流器料腿 322中的固体位准控制向冷却器的固体流动。旋流器料腿中的固体位准优选为高于分流点以 使得固体冷却器充满固体。向每一冷却器的固体流动也可由非机械阀控制。第一级旋流器料 腿322与固体冷却器702及704之间的连接装置可为密封腿或L阀(未示出)，以借助曝气 控制固体流动。经由曝气流731及732的流动速率亦可控制固体穿过固体冷却器的流动速率。 在一个较佳实施例中，曝气流731及732包含氧气以减少再循环曝气气体的消耗，且在流进 入提升管下部的前较佳地混合固体与氧气。将氧气用于冷却器固体出口的曝气对燃烧器操作 几乎不具有不利影响。按照设计，由于提升管中的快速燃烧反应(其将耗尽燃料中的实质上 所有碳)，故循环固体中的含碳量实质上为零。

来自固体冷却器的固体流705及706两者均馈入单一非机械阀802。非机械阀的配置可 为例如下列的一：L阀(如图2中所示)、J阀或环封，其每一者均为了解此项技术的人所熟 知。曝气流812可馈入L阀中的复数个喷嘴以流化及辅助固体流动。进入此等喷嘴中的曝气 气体也可包含氧气。

图3中展示的运输氧-燃烧器配置亦具有两个固体冷却器，其中固体以向上方向流经冷却 器。上升流冷却器对于高反应性燃料充分利用燃烧器回路，因为为了实现实质上完全碳转化， 在提升管中所需的气体滞留时间在约0.5秒至1.5秒的范围内。该等相对较短的滞留时间需 要较小的提升管，且固体冷却器可位于提升管下方。图3中的燃烧器回路包括一提升管201、 一级旋流器301，一竖管305，一非机械阀801和向上流动的固体冷却器701和703。来自 一级旋流器301的粗料固体流311与从二级旋流器401及其料腿501中流出的细料固体流613 混合，混合物料流741在重力的作用下向竖管下移动并通过非机械阀801流至固体冷却器和 提升管，完成循环回路。此实施例对于高反应性燃料降低了燃烧器的总高度。

可将氧气流151及153添加至固体冷却器的锥形体以部分地向上传送固体及使冷却器中 的固体流化。由于自竖管送回的固体实质上不含有可燃材料，因此归因于燃烧反应的温度升 高的几率相对较低。即使循环固体流745及747中存在少量碳，也借助冷却器中的冷却表面 抑制温度增加。

在本发明的一个较佳实施例中，流入非机械阀801的曝气流814包含氧气。离闲固体冷 却器的气-固混合物温度在约800°F至1400°F的范围内。由于氧气用于非机械阀及固体冷 却器中的曝气及流化，因此再循环CO2的需要减至昀小。

图3中的固体冷却器701及703及其它配置中的固体冷却器可用于加热水、生成蒸汽 或生成过热蒸汽。也可能使固体冷却器的一部分用作用于生成蒸汽的热交换器表面，及使另 一部分用于蒸汽过热器，及使第三部分作为节热器。

来自固体冷却器701及703的穿过连接管的固体被并入提升管流207中。虽然在图2 及3中所示的配置中仅说明两个固体冷却器，但了解此项技术的人应了解冷却器的适当数目 取决于进料燃料的特性。已知在提升管底部的加速区为穿过提升管的固体运输量或固体通量 的限制因素。在提升管底部具有多个冷却器的情况下，可进一步改良提升管中的固体通量。 在提升管下具有多个冷却器的情况下，循环固体与进入提升管的碳进料速率的质量比可在约 150至400的范围内。固体循环速率的增加也会促进有利的蒸汽生产率。

将含碳固体燃料流211添加至提升管底部以与退出固体冷却器的氧气反应。在燃料与实 质上所有自燃料喷嘴下方馈入的氧气反应后，温度增量在约50°F至300°F的范围内。吸 附剂流221及次级氧气流155流入提升管中以进行床内脱硫及完成实质上所有燃烧反应。在 图3展示的配置中，气-固分离系统及固体自竖管送回燃烧器的提升管部分两者的概念及功能 与图1及2展示的配置类似。

图4说明本发明的运输氧-燃烧器的另一配置，其具有固体下降流冷却器及上升流冷却器 两者。图4的基本的燃烧器的回路配置104与图3的配置103相似，除了冷却器配置。虽然 图4展示一个上升流冷却器及一个下降流冷却器，但可安装复数个冷却器用于如图3中所说 明的上升流及如图2中所说明的下降流。在较佳实施例中，运输氧-燃烧器的单个单元具有足 以生成在约500至1000MWe范围内的功率的蒸汽产生容量。该等大容量燃烧器需要大热传 递表面积以自循环固体提取热量。即使在图2或3展示的配置中具有多个冷却器，但冷却器 高度变得太大而不能容纳实质上所有热传递面积。如图4所示，在下降流及上升流配置两者 中配置冷却器允许实现更多冷却器，在下降流冷却器及上升流冷却器之间分摊传热面积。因 此可减小大容量运输氧-燃烧器的总高度。蒸汽生成及过热器热传递表面区域为下降流固体冷 却器的一部分，其具有热水或饱和蒸汽进入通过流715和饱和水或过热蒸汽退出通过流717。 在上升流固体冷却器中，热传递的驱动力较小，因为进入该冷却器的枯环固体在下降流冷却 器中传递热量后处于较低温度。上升流冷却器含有节热器所需的较大传热区域，通过流711 进入的锅炉供水被加热至蒸汽鼓操作条件再通过流713退出节热器。

图5说明本发明的运输氧-燃烧器的另一配置(配置105)，其生成实质上不含氧气的烟 道气。通常为了使提升管中碳转化完全，有必要经由155表示的流向提升管中馈入过量氧气。 然而，烟道气流中的过量氧气必须在CO2纯化过程中分离以用于全部CO2应用(包括CO2 隔离)。此外，空气分离过程消耗能量、资本、且操作及维护成本高。因此，需要使关于氧气 消耗的制程效率及经济性昀大。

在本发明中，借助添加清除剂(较佳为另一燃料流)实质上完全消耗过量氧气，从而生 成能量且消除自烟道气分离氧气以纯化CO2的需要。清除用燃料可为气体或固体形式。气体 清除用燃料通常为甲烷，且固体清除用燃料通常为非挥发性固体，例如焦屑。

在图5中展示的本发明的较佳实施例中，在第二级旋流器401出口处注射用以消耗过量 氧气的清除用燃料。由清除用燃料切向流入烟道气流所提供的额外滞留时间可促进氧气消耗。 烟道气中氧气的出口浓度在约50ppm至500ppm的范围内。经由流910注射的清除剂燃料 可为气体或固体燃料。在第二级旋流器401的出口处超过约1550°F的操作温度下，实质上 所有所注射燃料将与剩余氧气反应以产生主要的CO2及痕量CO。清除反应所释放的额外能 量可用烟道气冷却器再循环。

若使用气体燃料来清除氧气，则清除用燃料可几乎为用以消耗烟道气流中的过量氧气的 化学计量。退出燃烧器的烟道气流中存在痕量清除用燃料或无清除用燃料，从而消除在CO2 纯化步骤中移除清除用燃料可能必需的任何其它步骤。若使用固体燃料进行清除，则清除用 燃料可为对于消耗过量氧气而言略微过量或不足的。若清除固体燃料略微超过化学计量的量， 则烟道气流中的过量清除用燃料在第三级旋流器中与一些微细灰分粒子收集在一起，且所收 集的粒子经由旋流器料腿921流向接收容器951。容器951中所收集的固体由该容器中所安 装的热交换器表面冷却。容器中的冷却介质可例如为通过流955和957进入或退出容器的水 或蒸汽。将冷却固体通过流953卸入燃料处置系统中以用于其它应用。

图6为本发明的另一配置。由第一级旋流器收集的固体经由密封腿流入竖管及下降流固 体冷却器。在此配置106中，由第二级旋流器收集的较细粒子沿料腿向下不经密封腿或环封 而直接流入竖管中。

视进料燃料的特性而定，处置经由密封腿及环封的细粉可能为不可行的。在该等情况下， 图6中的配置基本上避免了较细粒子必须流经密封腿或环封中的弯头，且操作变得更可靠。 视固体进料燃料的特性及所需过量氧气及固体清除用燃料的特性而定，可在第一级旋流器的 出口处注射清除用燃料910。可除去第三级旋流器，因为交叉及第二级旋流器提供足以消耗 过量氧气的滞留时间。任何过量清除用燃料由第二级旋流器收集且与循环固体一起流向提升 管，清除用燃料在提升管处将实质上完全燃烧。

许多特性及优势以及结构及功能的详情已陈述于上述说明书中。虽然本发明已用若干形 式揭示，但熟习此项技术者将显而易见：在不背离本发明的精神及范畴及如以下申请专利范 围中所陈述的其等效物的情况下，可在本发明中进行许多修改、添加及删除(尤其关于部件 的形状、大小及配置)。因此，尤其保留可由本文中的教示敔发的其它修改或实施例，因为其 属于本文随附的申请专利范围的广度及范畴内。

Claims (22)

1.一加压运输氧-燃烧器，包括

一提升管，该提升管包括一外壳以及绝热性耐腐蚀耐火内衬；其中，在该提升管中，含碳的固体燃料在实质纯氧气以及循环固体出现的条件下燃烧，该燃烧形成一包括一气-固混合物的烟道气流；

一第一级旋流器，其具有一倾斜的切向的进口；

一倾斜的将该提升管顶部连接至该第一级旋流器的第一交叉；

一第二级旋流器；

一将该第一级旋流器的出口连接至该第二级旋流器的第二交叉；

一第三级旋流器，其用一清除用燃料消耗该烟道气流中的过量氧气；

一竖管；

一位于至少一个第一以及第二旋流器之一下方的密封腿以将固体回馈至竖管，并且提供防止该烟道气流反向流动的密封；

至少一个固体冷却器，其中，该竖管提供该旋流器至该至少一个固体冷却器之间的连通；

其中，该至少一个固体冷却器用于将燃烧热自该循环固体传递至水和蒸汽形成蒸汽和过热蒸汽中的一种或多种；

其中循环固体流的质量流率为向提升管的含碳固体燃料进料速率的150倍至400倍的范围内；

其中，该运输氧-燃烧器在30psia至1000psia的压力范围内操作。

2.根据权利要求1的运输氧-燃烧器，该提升管进一步包括

在该提升管的一下区段内的至少一个燃料注射喷嘴以将含碳固体燃料馈至该提升管；

在该提升管的一下区段内的至少两个初级氧气注入喷嘴以将实质纯氧气沿提升滚的该下区段的不同高度注入提升管；

位于该至少一个燃料注入喷嘴之上的至少两个次级氧气注入喷嘴以将实质纯氧气以不同高度注入提升管；以及

至少两组曝气喷嘴以将曝气气体馈入该至少一个固体冷却器的一下区段以及该密封腿以促进固体流动以及热传递。

3.根据权利要求1的运输氧-燃烧器，其中，在循环固体出现的情况下该固体燃料与实质纯氧气在提升管内的燃烧缓和并且控制提升管的燃烧温度。

4.根据权利要求1的运输氧-燃烧器，其中，该至少一个冷却器中的至少一个为一位于提升管下方的上升流固体冷却器。

5.根据权利要求1的运输氧-燃烧器，该提升管进一步包括一将吸附剂加入提升管以自该烟道气流中至少部分的移除不期望的物质的吸附剂进料。

6.根据权利要求5的运输氧-燃烧器，其中，该不期望的物质是硫氧化物，其中，该吸附剂是石灰石或白云石，并且其中钙与硫的摩尔比小于1.3。

7.根据权利要求1的运输氧-燃烧器，其中，该第一级旋流器具有在每磅气体10磅至40磅固体的范围内的倾斜的进口固体负载能力。

8.根据权利要求1的运输氧-燃烧器，其中，该第一级旋流器具有在25英尺/秒至55英尺/秒的范围内的进口速度。

9.根据权利要求1的运输氧-燃烧器，其中，该至少一个固体冷却器之一定位于竖管的底部，以使得循环固体向下流动至该定位于竖管底部的该至少一个固体冷却器中并且向上流动并通过位于该提升管底部的至少一个固体冷却器之一汇入到提升管中。

10.根据权利要求9的运输氧-燃烧器，其中，该其中固体流向上流动的固体冷却器使用氧气作为在固体冷却器底部的曝气气体以使得再循环至运输氧-燃烧器中的CO₂减至最小。

11.根据权利要求1的运输氧-燃烧器，其中，通过在该第一级或第二级旋流器的出口处注入一气相或固相清除用燃料来利用过量的氧气。

12.根据权利要求1所述的加压运输氧-燃烧器，其中循环固体通过提升管的高质量通量促进燃烧反应完成，在保持燃烧温度的同时增加吸收大量释放的热量的能力而不需要再循环的烟道气组分，并且能够以高的吸附剂利用率实质上完成任意硫组分的捕获。

13.根据权利要求5所述的加压运输氧-燃烧器，在20,000英热单位/平方英尺-秒至70,000英热单位/平方英尺-秒的范围内的提升管的横截面面积的基础上，循环固体的速率使得能量吞吐成为可能。

14.根据权利要求1所述的加压运输氧-燃烧器，其中至少一个固体冷却器中的至少一个是位于提升管的下部的向上流动的固体冷却器，以及

其中实质纯氧气进料的一部分被注射到向上流动的固体冷却器的底部；以及

其中向上流动的固体冷却器以这样的运输方式操作：气体的运送能力便于循环固体通过提升管的流动。

15.根据权利要求1所述的加压运输氧-燃烧器，通过在第一级旋流器或第二级旋流器之一的出口处注射气体或固体清除用燃料来利用过多的氧气，并且所述注射燃料和烟道气的混合物进入另一旋流器以延长反应时间并且将烟道气内的氧含量减小至50-500ppm。

16.根据权利要求5所述的加压运输氧-燃烧器，其中该不期望的物质是硫氧化物，其中，该吸附剂是石灰石或白云石之一，并且其中钙与硫的摩尔比小于1.3以从烟道气流中移除全部硫组分。

17.一种运输氧-燃烧器，用于燃料与作为氧化剂的实质纯氧气的燃烧以产生含有水分的烟道气流，其中当至少一部分水分从烟道气流中被分离时，CO₂中富有的净烟道气排出运输氧-燃烧器，所述运输氧-燃烧器包括：

一提升管，所述提升管包括一初级氧气进料以及一固体燃料流进料；

一气-固分离装置，所述气-固分离装置从所述提升管中接收气-固混合物；以及

一向下流动的固体冷却器，所述向下流动的固体冷却器接收包括来自所述气-固分离装置的固体流并且提供一出口冷却器固体流；

一向上流动的固体冷却器；

其中，该出口冷却器固体流自该向下流动的固体冷却器通过向上流动的固体冷却器运行至该提升管的一下区段，其中在该下区段中，该出口冷却器固体流分散来自该初级氧气进料的实质纯氧气；

其中，在有出口固体流出现的情况下该固体燃料流以及该分散的实质纯氧气在该提升管内的燃烧缓和并且控制提升管内的燃烧温度；

其中所述提升管在从30psia至1000psia的压力范围内操作；并且

其中循环固体流通过所述提升管的质量流率为在向提升管的固体燃料流进料速率的150倍至400倍的范围内。

18.根据权利要求17所述的运输氧-燃烧器，其中循环固体通过提升管的高质量通量促进燃烧反应完成，在保持燃烧的温度的同时增加吸收大量释放的热量的能力而不需要再循环的CO₂或烟道气，并且能够以高的吸附剂利用率实质上完成任意硫组分的捕获。

19.根据权利要求18所述的运输氧-燃烧器，其中该运输氧-燃烧器作为在足够高的固体循环速率下的循环硫化床燃烧器，以使得无需利用再循环的CO₂或烟道气作为缓和以及控制提升管内的燃烧温度的手段。

20.根据权利要求17所述的运输氧-燃烧器，其中所述固体燃料流包括含碳固体燃料流，并且以实质完全的氧化反应与实质纯氧气一起燃烧，结果是净烟道气包括80-98％CO₂。

21.根据权利要求17所述的运输氧-燃烧器，其中该运输氧-燃烧器作为在足够高的固体循环速率下的循环硫化床燃烧器；

其中在循环流化床的提升管中的气相空塔速度是在从18至50英尺/秒的范围内；并且

其中该燃烧器在这样的运输方式下操作：气体的运送能力便于循环固体通过提升管的流动。

22.根据权利要求17所述的运输氧-燃烧器，其中在20,000英热单位/平方英尺-秒至70,000英热单位/平方英尺-秒的范围内的提升管的横截面面积的基础上，循环固体的速率使得能量吞吐成为可能。