专利名称:阶式热量回收及其气体联产品的生产方法
本发明是关于氧和氮的制备，并在制备过程中完成独特的阶式有效热量回收。具体来说，本发明是关于生产氧、氮和高温热量的回收，其中的燃烧过程所产生的剩余温度可更有效的用于可逆液相反应，分离空气中的氧和氮。
众所周知，先有技术是利用氧接受体的熔融液流分离空气中的氧和氮，该熔融液流由一种含有碱金属亚硝酸盐和硝酸盐的液体所组成。美国书第4，132，766号已提出这种基本化学气体分离法。在分离过程中，使已耗氧的气体膨胀，至少能回收少许供料气体的压缩能量。
利用亚硝酸和硝酸的碱金属盐进行化学分离制得较纯净的氧和氮，亦属已知技术。在美国专利第4，287，170号说明，使用这类碱金属盐与空气连续接触，然后用一种吸收介质如氧化锰从流出的耗氧的气体中除去剩余的氧气。将氮产品膨胀至较低的压力至少能回收供料气的压缩能量。
这些已知技术(美国专利第4，132，766及4，287，170)并不能很好地综合燃烧过程的热交换来共同产生一种高温的生产用的氧和氮气流。
美国专利第4，340，578号公开了一种使用化学吸收性的溶液来制备氧气的方法，其中的溶液含熔碱金属亚硝酸盐和硝酸盐。其中的盐溶液含低浓度的附加氧化物，用燃料燃烧来自化学分离过程的已耗氧的流出物，使其膨胀，分两阶段回收能量。燃烧后的流出物与供气和氧气进行热交换以便提升供气至吸收条件。熔盐吸收液经减压后，可逆地放出所含的氧，制得氧气。
用低温从空气中分离出氧，然后把废氮和一部分供气一起燃烧进行低温分离，膨胀燃烧后的流出物，以回收用作生产用的能量。这方法已在美国专利第4，224，045号中提出。
在美国专利第4，382，366号公开了能量的净生产和氧的制备。过程为空气经压缩后，在低温蒸馏柱中分离。废氮气经燃料燃烧后，在涡轮机中膨胀，回收能量，以压缩供气为低温分离，对氧加压和产生能量。燃烧后的流出物也可用作生产蒸气，并提高能量的产生。
先有技术(美国专利第4，340，578号，第4，224，045号、第4，382，366号)提供了从空气分离过程中回收能量的方法。其方法是用燃料直接燃烧废氮，然后把燃烧后的流出物膨胀以回收能量。
著名的兰金循环正好说明能量的净生产。低压燃烧过程经热交换后产生一种高温压缩的生产用气流，然后在能量回收涡轮机中膨胀，以便从生产用气流中回收能量。蒸汽是最好工作流体。为了达到有效的高温热量回收，必须使用较高的蒸汽压力，约400psia至2500psia，以便在兰金循环的等熵膨胀阶段中提供最大的能量回收。热交换器金属管的冶金强度限制成为难题，因为高墙温度管不能承受高压。使用由20至170不同的大气压力，横过热交换器金属管，从大气压燃烧气体可以有效的回收蒸气产生的热。
美国专利第3，310，381公开了一个使用悬浮液从空气中回收氧气的方法。该悬浮液是由固体吸收剂置于液态载体中而形成，以便吸收剂和空气进行同向接触。这系统使用氧化钡和过氧化钡，温度为932°F以上。
本发明是使用气压和温度交替循环的连续转换的白林法。供气在吸收器内和氧化钡/过氧化钡悬浮液进行同向接触，而吸收器内的热交换是用外部的热交换流体。吸收器的操作温度约1112°F，压力则稍高于常压。把氧化接受体在加热器中进一步加热至约1472°F。高温氧化接受体在减压及减温至1328°F后解吸氧气。在接受体中的氧气的部份压力是决定于温度，因为氧化钡和过氧化钡经常存在于接受体的悬浮液中。
本发明是关于一个使用高温可逆吸收及解吸过程从空气中分离出氧气和从燃烧过程中回收热量的方法。把在阶式热交换中的空气分离过程和燃烧过程相结合，能在不低于700°F的温度下，生产氧气及排出热量。其步骤包括把空气压缩至高温及高压后，把至少部份预先洗净及干燥的空气和一种液体化学吸收剂接触，这种吸收剂在气温接近燃烧过程的热量时释放其氧气，以便从上述空气中用化学方法吸收一部分氧气。把氧化的液体化学吸收剂和燃烧过程进行热交换，使吸收剂的温度增加至不低于900°F，这过程生成1000°F或以上的高质热量，并把这些高质热量从燃烧过程转移到液体化学吸收液，用这些热量从上述吸收剂解吸氧气以生产氧和还原吸收剂。把还原后的吸收剂用生产用的气流进行热交换冷却。在气温较以往热交换温度(不低于700°F)为低的条件下排出热量和生产一般高温生产用气流。将吸收剂再循环，以便和空气进一步接触，最好从高温生产用气流中回收热量和(或)能量。并使用氧气增强整个燃烧过程。
最好是把经压缩的空气分成两股气流，一股气流供燃烧过程使用，另一股供分离过程使用。
较理想的是把吸收剂加热到1200至1400°F，最好是近似1350°F，以便解吸氧气和还原吸收剂。
燃烧过程需要燃烧蒸汽锅炉、局部氧化气化器、克劳斯硫磺装置(Claus Slufur Plant)、蒸汽甲烷重整器、乙烯装置、催化裂化还原器、氨氧化反应炉或流化床燃烧器。
最好在解吸前，用泵把氧化后的液体化学吸收剂增至高压，以便在解吸时生成高压的氧气制品。
当燃烧过程和液体化学吸收剂进行热交换时，压差最好为十个或小于十个大气压。
附图概述如下图1 是本发明的燃烧过程(蒸汽发生)和氧气分离过程的冷却曲线。
图2 是本发明的最佳实施方案。其中的氧气分离过程是和流化催化裂化还原器相结合。
图3 是本发明的另一实施方案。其中的氧气分离过程和煤气化发电循环相结合。
图4 是本发明的另一实施方案。其中的氧气分离过程与冶炼铁和钢的高炉的蒸气锅炉和碱性氧气炉结合。
先有技术不如本发明节省能源。本发明独特地把燃烧阶段与生产氧和潜在的氮气的化学反应通过热交换合并在一起，并可从化学逆反应的中回收能量。本发明已克服了先有技术的另一个缺点一只能生产一种非燃烧的产品。本发明提供一个可产生潜在能、氧和非燃烧氮的方法，同时有效的使用阶式高温热量，经顺序安排后，生产氧气和用作动力的蒸汽。
先有技术不能利用燃烧过程刚开始时所产生的高温能级，因为受到热能利用过程中的吸热作用和热交换的原料所限制。本发明克服了这一缺点，能在液体化学吸收剂中回收大量显热和产生氧产物的吸热反应的热，该产物有效使用燃烧过程所产生的高温热。燃烧热回收交换器中的最高温度部分的操作气压最好选择十个大气压以内的燃烧过程压力，因此可把热交换装置的结构强度要求减至最小，容许选用腐蚀性较高，耐压度较低的建筑材料，如陶瓷、低强度金属。
本发明结合了在高温热交换中，从空气中用化学吸收作用分离出氧气，燃烧过程中的剩余温度有助于从空气中分离氧和氮，在充作常规的加热、烘干、蒸气发电或电力回收等用的温度水平下，用化学吸收分离过程回收热量。此外，分离过程所生成的氧气可增强燃烧过程。高温热源和化学吸收熔盐之间的热交换的压差可少于十个大气压力，而先有技术的压差为20至170个大气压力。
本发明的方法有赖于化学吸收剂的特性，例如碱金属亚硝酸盐和硝酸盐，在高温和压力由常压至高压的条件下，于多阶段逆流接触中使用时处于熔融状态有选择地吸收空气中的氧，留下一个基本上含氮的产品，其中的亚硝酸盐氧化成硝酸盐，硝酸盐经进一步加热后释放氧气和产生亚硝酸盐形式的吸收剂。其他液体化学氧气选择性吸收剂包括在钠、锂熔盐浴中的BaO、Na2O2或K2O2或硝酸钾、碱金属氢氧化物或炭酸钠。在本方法的范围内，把氧化吸收剂的温度在解吸器压力(Desorber Pressure)下提高至足够的高温，以便从吸收剂中碱金属硝酸盐部份驱除氧，完成解吸氧气的过程。解吸在900°F至1600°F(高质量热量)的温度下发生，最好是在约1200°F至1400°F，更理想是1350°F。然后必须把吸收剂冷却至较低的温度，在700°F至1000°F(低质量热量)之间，在第二次阶式热交换中的温度最好是900°F，在热交换中的生产用气流使已还原的吸收剂能于连续的循环过程中有选择地吸收空气中的氧气。这种吸收称为温度转换吸收(Temperature Swing Absorption)，在吸收和解吸的情况之间，任何温度的改变或波动均会影响亚硝酸盐吸收氧气和硝酸盐解吸氧气。温度转换吸收的好处是可按需要独立调节各点的压力水平。如产品N2的最佳压力可选用气体氧吸收压力，热交换器可选用较高(用泵增压)或较低的压力以减低热源和吸收剂之间的压差。为了降低盐增压速度、较低温度和把氧气的压缩减至最小，解吸器压力和热交换器的压力可以不同的选择解吸反应的最佳氧压力。被选作吸收和回收的气体可在任何指定的压力水平下回收，也可以在不同的压力的水平下吸收。这特点使本发明在选用燃烧器/锅炉(热交换器)管道的建筑材料时具有很大的优点。传统的燃烧器/锅炉(热交换器)的管壁温度因所用金属合金的冶金约束因素必须限制在约低于1500°F，通常为1200°F。那些管须承受400至2500psia的蒸汽压力。本方法使用能在任何合理压力下解吸氧气的液体化学氧吸收剂取代高压高热接受气流。选用接近燃烧器/锅炉压力的液体化学吸收剂压力，可在吸收剂加热器的管壁上得到最低的压差，最好低于十个大气压力。所以可在较高的管壁温度下使用金属合金(因为合金的许可操作温度是取决于管壁的压力)或能抵受高温(不是高压差)的耐蚀材料如陶瓷、高镍合金钢、高密度熔氧化铝和熔氧化锆。例如，在低压燃烧系统中，可使用高炉废气锅炉或低压盐环解吸器压力。在高压燃烧系统中，可用气化器或高温盐环解吸器压力。本发明可以独立选用吸收器，热交换器或解吸器压力。
在本发明的一个实施方案中，在熔盐吸收液中的碱金属亚硝酸盐和硝酸盐吸收了空气中的氧气后，获得增大压力的氧产物。在液相中，在高温条件下解吸前，有足够能量把氧化后的吸收剂用泵增压至足够的高压以回收高压氧气。本方法能省却先有技术使用气体压缩工艺回收高压氧气时所耗的能量。这分离工艺和先有技术的一般例子不同。先有技术的温度转换和压力转换工艺一般在吸收时使用低温和高压，在解吸收时使用高温和(或)低压除，而本分离工艺的实施方案使用高温和高压来解吸氧气，但只提供高压氧产品。
本发明的燃烧工艺阶段包括一连串的燃烧过程，这些过程提供温度为1000°F至3500°F的高质量热量和用热交换方法回收热量，以生产温度为325°F至1000°F的高温生产用气流，这气流可直接使用，或作为能量回收。这些燃烧工艺一般用作发电。就燃烧工艺而言，其本身有预期的结果而电力不过是副产品，所以本发明能更有效的使用燃烧过程中的热量。这些燃烧装置包括燃烧蒸汽锅炉、局部氧化气化热、克劳斯硫磺装置(Claus Sulfur Plant)、蒸汽甲烷重整器、乙烯装置、催化裂化还原器、氨气氧化反应炉和流化床燃烧器。和蒸汽锅炉燃烧配合的组合装置有生产钢的高炉和碱性氧气炉。在这些过程中，部份直接和发电有关，其他则生产主要产品如经还原的催化剂或铁金属。在后者的例子中，为了维持整体操作的效率，发电转为次要。但是，当燃烧过程仅用作制备某一特定产品或直接发电时，这些程序的共同属性是不能应用燃烧初期在辐射和对流区中于高温水平产生的热量，由于现有交换器技术使用的材料和以热应用工艺吸收热方面均受限制。
参考图1，可说明本组合方法的独特性能。图1的曲线图显示随一座高压燃煤蒸汽锅炉所产生的冷却曲线。线A显示来自蒸汽锅炉燃烧区的废气的冷却曲线。线B和F显示了产生蒸汽的加热曲线。可看出在废气A的冷却曲线和蒸汽制备过程B和F的加热曲线之间存在明显的低效率。此外，当温度高于1400°F时，由于热交换方法和材料的限制，燃烧废气时所产生的高温热量不能被利用。因此在低温饱和蒸汽的产生必须利用曲线A和F垂直距离所显示的增长的低效率。本发明(INV.)的综合方法能克服由于冷却/加热曲线的差距所造成的低效率热应用。因为其中的化学氧化吸收剂可于700°F至1600°F的温度下往复操作。这种从空气中分离出氧和氮的化学方法，属上文所述的温度转换方式，其吸收热来自燃烧过程废气沿着加热曲线D至产生氧化化学吸收剂和生产氧气，于氧气移出后，排出热量，冷却吸收剂至能够沿冷却曲线E重吸收附加氧气的温度。如图1所示，这种独特的气体分离工艺适用于向来由于热交换低效率而损耗能量大的高温热交换区域。此外，在化学气体分离吸收过程中的冷却/加热曲线D和E之间的分离过程接近，说明从前未被应用的高质量热能可用作生产氧和氮，然后又以接近的温度或质量水平排出，和用作制备高温生产用气体，如发电用的蒸汽。这综合方法将燃烧过程和空气分离过程相结合，以提供高温、高质量的热能的应用，其中热能仍可排出，作为发电的传统功能或制备高压生产用气流，盐冷却曲线E明显高于饱和蒸汽产生(SSG)曲线F正好说明这一点。进一步结合使用分离过程所得的氧以增强燃烧过程，增加了组合水平和总生产效率。
更具体地，图1描述了典型锅炉的冷却和加热曲线，锅炉中的废气从辐射(CH)和对流(RCH)区流到对流专用区时，气温从3200°F降至400°F。在对流专用区中进行预热锅炉供水(BFWH)和过热蒸汽(SSH)。由于冷却废气和热蒸汽生产介质间的物料限制，热交换器受到低壁温的限制，现技术为这种交换器提供了一个窗孔，以供碱金属硝酸盐和亚硝酸盐吸收剂结合本发明生产氧氮之用。在一般的蒸汽发生炉中，热量由显热(提高温度)和潜热(蒸发水份)所组成，这组排热量比单用显热的大。同样地，化学吸收剂，如碱金属亚硝酸盐和硝酸盐溶液亦具有高排热量。但是在本发明中，因为显热(提高盐的温度)和反应热(推动NO-3→NO-2+1/2O2放出氧气的反应)的缘故，排热量亦大。制氧和氮的综合工艺需要温度为1100°F或以上的热量，这些热量在锅炉的辐射及对流区中得到。使用约1100°F的热量推动化学吸收剂的吸热作用，例如NO-3→NO-2+1/2O2，以便从氧化后的化学吸收剂中取得氧气。上述反应的逆向是放热的，和用化学吸收剂连续选吸空气中的氧气，热量可排出至循环的底部，如产生生产用蒸汽或通过涡轮机发电。
图1的冷却和加热曲线说明了一个原理，就是在本综合方法操作蒸汽锅炉之前，冶金上的束缚已限制了锅炉管壁温度。
所以，用最热的供热气流加热最热的受热气流，能最有效的应用高质量辐射热，而由锅炉单一的产生蒸汽不能经济的达到上述效果。本发明使用化学吸收方法从空气中吸取氧气，结合燃烧/蒸汽产生过程，提供应用于高温水平下的有效热，而这些热量从前是不能被应用的。由于这种热的利用，本综合方法也提供了氧和氮产品，而且能排出接近输入质量和数量的热量，进一步用于传统蒸汽法和生产用的气流的加热。
下文三个最佳的实施方案将更详尽说明本发明的综合方法。
图2列举了一个热应用的综合方法。该方法是在液化催化裂化发生器内使用硝酸盐和亚硝酸盐的碱金属盐溶液，以化学吸收进行空气分离。虽然使用的化学吸收液即是亚硝酸盐和硝酸盐与碱金属的组合，但仍可加进辅助物，以便于分离过程中选吸氧气和在连续低腐蚀操作中有理想的表现。因此，可将硝酸盐和亚硝酸盐与各种过氧化物混合制成如美国专利第4，340，578号(列入本文作参考)所述的组合氧气吸收剂。此外，使用如美国专利第4，529，577号(列入本文作参考)所公开，使用氧化物浓度低于百分之二较有利。
正如图2所示，一部惯用的液化催化裂化器和发生器进行操作，其中的原油或粗柴油通过管200被引入液化催化裂化反应热202，以便裂化成潜在的汽油或提炼油产品。在高温和高压下把一层合适的催化剂(在先有技术已采用)与油接触以引起裂化，其中，一种合适的低份子量烃产品，如汽油，在管204排出。油在催化剂上连续裂化的过程中，催化剂发生焦化，因而钝化。钝化和耗尽后的催化剂通过管208从反应器202不断排出，并通入蒸汽汽提塔210。而回收残余物是由此以蒸汽进行洗涤并通入管212，由汽提塔的顶部通过管214运送产品。接着清理管216的耗废的催化剂，以便用高温液化燃烧方法，燃烧催化剂中的焦炭，使其还原。还原过程是在一部注满压缩空气，最好是富氧空气的液化还原器218进行，空气是由管228引入的。最高燃烧温度在液化层222出现。废燃烧气由管226除去。特别是在富氧操作下，必须把催化剂层的异常高温缓和以保持返回管206的还原催化剂的结构和活性，并避免还原器216本身结构的材料损坏。
通过装置在层222的热交换导管224和含有氧化熔融化学吸收液，如硝酸盐和亚硝酸盐复合物的碱金属盐可适度冷却催化层222。熔融或液体状态的化学吸收剂可供高温热传导，而不会损伤热交换器的热交换表面。管250的氧化化学吸收剂在约1200至1400°F的温度下被排出，进入解吸塔，塔内使用高温从吸收剂解吸氧气，以供管230进行回收。得到的氧气可与空气混合，用以增强输入还原器218的供气232，制得富氧供气228。另一个包括加热熔盐的方法是使用管206的催化冷却器或和管226的废气进行热交换。
在约1200°F的温度下，把来自解吸塔252的还原熔融盐液移至管255。为了制得一种能接受氧的选择吸收的化学吸收剂，必须把吸收剂的温度降至约900°F。冷却过程是在盐交换器253的复热盐和蒸汽发生炉256中进行。该蒸汽发生炉排出吸收剂的热量，由管260通入锅炉供水中，然后该锅炉供水在管258作为生产用气体回收。这股生产用气流可用来推动发电用的涡轮或在液化催化裂化装置中用作其他用途。交换器253是由管254连接到发生炉256。可用蒸汽去除催化剂，即管212。
在约900°F的温度下，从管262清除冷却后的化学吸收剂。把处于冷却和还原状态的吸收剂引进化学吸收塔240与供气进行分段接触。在还原的化学吸收剂的温度和压力下，吸收剂的亚硝酸盐成份选择性地吸收氧气，以便将亚硝酸盐氧化成硝酸盐。已耗氧的空气在和富氮气流在管242被去除。假若制得纯氮，可将气流242膨胀以回收能量;假若氮中含一定数量的氧气杂质，则可将气流燃烧以回收热能。管224上的塔240中的氧化的化学吸收剂是在熔融液体状态，在管247上，用泵246有效的增压至最好为40至100psia的高压。然后把吸收剂再循环，以便将高压化学结合的氧进行高温解吸。同流换热器253预热在管247的吸收剂，然后把吸收剂从248转送到还原热218。此外，可将管244的压力降低以辅助解吸，回收低压氧，在这个情况下，需要在管225装置一个泵。
把空气通过管238导入吸收塔240。这些空气包括供气236的一部份，这些供气是在空气压缩器234中被压缩至约40psia的高压。一部分的压缩空气在还原器218中用作还原催化剂，其余如上文所述用作分离空气中的氧和氮。这实施方案提供了一种氧产品，这产品可以综合方式用于包括已耗催化剂的再生和分离氮制品的燃烧过程。而从前在有效条件下不能被应用的高温热量亦可用于制备能增强再生炉燃烧过程的氧产品。此外，用作从化学吸收剂解吸氧气的高质量热能于高温下排出，可用于加热生产用气流或制备发电用的蒸汽。
参考图3，本发明公开综合方法的另一形式是关于一部分作推动燃烧涡轮发电机的煤气化器和一部发电用的锅炉/蒸汽涡轮发电机。把管304的散粒煤、管302的水缓和物和管305的氧气体氧化剂混合输入气化器300。气化器的操作温度高于1300°F。
气化器制得一种包含氢、一氧化炭和二氧化炭的合成气体，用作管310的燃料流。这股燃料流310在燃烧涡轮发电机装置312中以空气助燃。燃烧流出物通过涡轮机后直接膨胀，推动涡轮发电机，结果产生动力，最好是以电力形式出现。通过管316排出涡轮发电机废气。
在锅炉/蒸汽涡轮装置318中，通过涡轮产生供发电用的附加蒸汽。在废气316存在的情况下，把锅炉供水322有效的加热。加热后，从管324流到气化器300的下游部份。这部份实际上是所述气化器的对流阶段。管324的水在热交换器325内转换成饱和蒸汽后，从管326返回锅炉/蒸汽涡轮318。废气利用于生产用气体，然后用锅炉/蒸汽涡轮318通过管328排除。产生的蒸汽通过涡轮以生产动力，最好是电力，而由管320排出剩余冷凝物。热交换器352提供了额外的蒸汽，该热交换器对吸收盐环排出的高质量热能构成一个基础循环。
为了应用气化器300的辐射和对流区的高质量热能，加热热交换器344，使用气化器流出物的显热交换器来加热氧化液态化学吸收剂有效地送入气化器300。把化学吸收剂加热至约1200°F，在解吸塔348中，用高温解吸吸收剂中的氧气，然后由管346排出吸收剂。在管306产生的氧气至少可作为气化器300的部份供氧。在温度约1200°F的条件下，从管347排出不含大量氧的还原化学吸收剂，在盐热交换器349中的同流换热盐冷却至吸收条件，随后通过管350，到供水热交换器352。该交换器349排出高温热能到管354的锅炉供水，而在管356产生蒸汽。如上文所述，把这些蒸汽输送到锅炉蒸汽涡轮装置318，以提供涡轮发电用的附加蒸汽热量。
把仍于熔融状态，温度约900°F的化学吸收剂引入管358的吸收塔334，在分段吸收区中和空气接触以便选择吸空气的氧气，并把化学吸收剂的亚硝酸盐成份转换为硝酸盐成分。把空气引入管332的吸收塔334，排出在管336的耗氧空气或大体上纯的氮气。假若这种耗氧空气有高纯度氮，可于膨胀后回收能量或在增压下直接用作氮产品。假若耗氧空气含大量氧杂质，可用燃料燃烧以便使用剩余氧气来生产附加动力。把经选择吸收的氧气和熔融状态的吸收剂从管338排出，最好在管341通过液泵340加压至约100psia。吸收剂在盐热交换器349的同流换热盐中预热。于是在管342的液相氧化化学吸收剂可先后于气化器300的高温热交换器344和解吸器348内进行连续循环和解吸。此外，利用增加温度，减低压力产生低压氧气以便从盐中解吸氧气。
图3是综合方法的结果，使气化器的高质量热能有效用于一种化学吸收工艺以产生氧气，其中的氧气可于气化器内使用，而产生氧后的剩余热，仍处于合理的高质量或温度，以作为生产蒸汽和动力之用。这些动力，可结合动力设计在气化器内燃烧煤取得。再者，气化器的空气分离过程和燃烧过程的独特结合有效的应用了从前不能被有效应用的高质量热能，和散发的仍为较高质或高温的热量可作其他用途，特别是发电，其中经分离和产生的氧气可用于燃烧过程本身，就更进一步描述了本发明独特之处。可能，也可生产商业纯氮产品。
根据图4所描述的实施方案，其中的化学吸收过程并入高炉和碱性氧气炉的操作方法中。在高炉400中，管444的供气压缩于压缩器442，由管446，404和406进入炉400。任意地，用管467和469的氧气可使空气富氧。如一般人所理解，用空气或含氧的空气吹进含铁矿、焦煤和石灰助熔剂的燃烧炉以便还原铁矿为金属铁。结果是从管409进入炉400的铁矿中制得金属铁产品410。在管420排出无燃料值的气体，同时从管402除去排出气流。
在碱性氧气炉412中，可将金属铁或金属锭升级为钢。这个热炉一般在管414(可选择由管408供给)吹进纯氧，通过熔池中的熔铁，以便烧去炭杂质，而产生的钢产品，从管418排出，和可用来回收燃料值的排出气从管416排出。
管420的无燃料值气体和管422的空气在锅炉燃烧区424燃烧，产生管426的蒸汽。锅炉的燃烧过程包括一个有高温热的辐射/对流区和一个有较低温热的对流区。辐射/对流区所生产的热量不能有效的用于生产饱和蒸汽。所以，把部分高于1000°F的高质热量从热交换器460排出到本发明分离过程的液体化学吸收剂，如硝酸盐和亚硝酸熔融碱金属盐。于锅炉燃烧区424的热量经应用后，剩余热量从热交换器427中产生可用的蒸汽。把锅炉供水引入管475的锅炉燃烧区424。从管428除去排出蒸汽，同时从管430分离出发电用蒸汽，并与化学吸收分离循环所生产的蒸汽结合，混合后的蒸汽在管432进行回收。膨胀管434的混合蒸汽流以回收膨胀器438内的能量，而蒸汽冷凝物从管436排出。最好是通过空气压缩机的合适装置440把膨胀器438用机械方法连接通往构成燃烧过程的高炉400和通往构成化学吸收分离过程的吸收盐环。
把部份经压缩器442压缩的空气446输入到通往化学吸收塔450的管448，空气与分段系列接触区的液体化学吸收剂进行逆向接触。耗氧的空气，最好是氮气，从管452排出并可在增压下直接作为氮产品使用，假若氮气含氧量高，可以膨胀或燃烧回收能量。在温度为950°F和压力为20至70psia的条件下，氧化化学吸收剂从管456排出。最好用泵458把氧化气流加压到约25psia至100psia的高压。把高压氧化吸收剂导向通往同流换热器463的管457。该经换热器预热吸收剂，通过管459输送到通锅炉燃烧区424，于其中吸收剂通过热交换器460，在高于1000°F，最好是1350°F的条件下，回收锅炉燃烧区424末端的高质热量。从管464排出高温吸收剂和由于解吸塔466的温度转换而解吸氧气。在温度约为1200°F，压力约为70psia的条件下，回收的氧气从管467排出。这些氧气可用于高炉400或通过管408和414导入碱性氧气炉。或者，可将温度改变，压力维持不变以吸收氧气，或减低吸收压力以辅助吸收作用。
生成的还原化学吸收剂通过管465从吸收塔466排出，在同流换热器463冷却，经管468被传送到热交换器470，以便进一步降至可以进行吸收作用的温度。管454的冷却化学吸收剂返回吸收塔450以便进行吸收作用。
把管474的锅炉供水分成两部份一部份为通向锅炉燃烧区424的管475供气流，另一部份为管472锅炉供水流，用于冷却热交换器470内的化学吸收剂。由热交换器470所产生的蒸汽在管432回收，并与由锅炉燃烧区424所产生的管430的蒸汽混合。正如上文所述，把混和后的气流经管434输送到膨胀器438以回收能量。管428的剩余蒸气流可用作产生整体工艺过程的附加能量，或用于其他地方的生产用气流。
结果，图4所说明的实施方案独特的结合了高炉蒸汽锅炉和化学吸收分离过程。其中输入高炉的空气经压缩后，一部份用于空气分离过程，分离过程的氧产品可用高炉或炼钢装置的碱性氧气炉。而且，本申请及其他申请考虑所生产的氧气是否可结合其他工艺使用。此外，至少900°F的高温热源和氧接受体的熔盐液进行热交换，使重要的热交换过程具有独特的效率和自由度，本发明的热交换过程跟先有技术的热交换过程不同，如生产蒸汽，本方法是在少于十个大气压的压差下解吸熔盐的氧气。先有技术通常在相近的高温，压力为20至170个大气压的条件下进行热交换，结果因热交换材料和需要附带投资费而造成限制。
上文所述的所有实施方案中，结合从空气中分离出氧气和氮气的化学吸收分离方法和燃烧方法，提供了应用高于1000°F的剩余温度可用性的机会及仍可在一个较低但属高质的温度水平下应用热能产生蒸汽或生产用气流热。同时，可视乎个别实施方案所需，选择性地把空气使用，耗氧作用和发电并入工艺过程。两次热交换，先加热，后冷却化学吸氧剂，构成热交换全过程的阶式特性。
本发明已列举了几个较好的实施方案。但本发明的范围不受这些实施方案所限，而下列权利要求
却确定了发明的范围。
权利要求
1.一种从空气中分离氧的方法，该方法的特征在于在高温下利用可逆的化学吸收和解吸作用分离空气中的氧并在燃烧过程中回收热量。该燃烧过程是结合阶式热交换中空气分离方法和燃烧过程由空气中生产氧并在不低于700°F的温度下放出热量，本方法包括以下步骤(a)压缩空气至高温和高压，(b)把至少一部分已经清洗和干燥的空气与一种于接近燃烧热量的温度下释放氧气的液体化学吸收剂进行接触，以便通过化学方法从上述空气中吸收至少一部份氧气，(c)把氧化液体化学吸收剂加热至温度不低于900°F，其方法是在1000°F或以上的温度下将吸收剂与燃烧过程产生的高质热量进行热交换，以把高质热从燃烧过程转移到吸收剂中，(d)使用上述步骤(c)的高温从所述吸收剂中解吸氧气，以生产氧产品及还原吸收剂，(e)把生产用气流以热交换方法冷却还原的吸收剂至其放出的热，较步骤(c)低的温度水平下，但不低于700°F及产生一种高温生产用气流，(f)再循环吸收剂，以便与空气进一步接触，和(g)使用步骤(c)燃烧过程中至少一部分氧产品。
2.根据权利要求
1的方法，其中产生一种氮产品。
3.根据权利要求
1的方法，其中的压缩空气分成燃烧过程的供气和分离过程的供气两股气流。
4.根据权利要求
1的方法，其中步骤(c)的吸收剂被加热至温度约1200°F至1400°F。
5.根据权利要求
1的方法，其中的氧化液体化学吸收剂在解吸前用泵增至高压以便生产解吸作用引起的高压氧气。
6.根据权利要求
1的方法，其中步骤(b)的液体化学吸收剂利用步骤(d)的还原吸收剂在同流换热器中预热。
7.一种使液化催化裂化还原器富氧和利用其热量的方法，其特征在于所说的热量是得自以可逆化学作用在还原器里分离空气产生氧的过程和以上述还原器进行阶式热交换的解吸作用，步骤包括(a)把经清洗和干燥的空气压缩至高温和高压;(b)使空气与含有碱金属亚硝酸盐和硝酸盐熔液的液体化学吸收剂接触，用化学方法从所说空气中吸收至少一部分氧，(c)把氧化液体化学吸收剂加热至温度不低于900°F，方法是吸收剂与放置于液化催化裂化器的催化剂上的焦炭燃烧所产生的热还原气体进行热交换，其中的还原气体在温度不低于1000°F下产生高质热量，并将这些高质热量转移到上述的吸收剂中，(d)从上述吸收剂中解吸增压的氧气和使用上述步骤(c)高温热还原吸收剂，以产生一种增压的氧气流和回收吸收剂，(e)使用生产用气流以热交换的方法冷却步骤(c)的还原吸收剂以便于较步骤(c)热交换温度为低的水平下回收生产蒸汽用的热量，其中的吸收剂在温度不低于700°F下放热，(f)再循环吸收剂以便与空气进一步接触，及(g)把至少一部分步骤(d)的氧气引入还原器，使步骤(c)的焦炭富氧燃烧。
8.根据权利要求
7的方法，其中的氧化液体化学吸收剂在解吸前用泵增至高压，以便产生由于解吸引起的高压氧气产品。
9.根据权利要求
7的方法，其中步骤(b)的液体化学吸收剂在同流换热器中利用步骤(d)的还原吸收剂预热。
10.一种使煤气化器富氧和使用其热量的方法，其特征在于所说的热量得自以可逆化学吸收作用在气化器里分离空气产生氧的过程和以上述氧化热进行阶式热交换解吸作用，步骤包括(a)把已经清洗和干燥的空气压缩至高温和高压，(b)使空气与含有碱金属亚硝酸盐和硝酸盐熔液的化学吸收剂接触，用化学方法从空气中吸收至少一部份氧气，(c)把氧化液体化学吸收剂加热至温度不低于900°F，方法是使吸收剂与气化器内来自局部燃煤过程的热的气化器气体进行热交换，其中，气化器燃烧气体在温度不低于1000°F下产生高质热量，并将该高质热量转移到上述的吸收剂中，(d)利用步骤(c)的高温从上述吸收剂中解吸经加压的氧气以产生一种增压氧气流和经还原的吸收剂，(e)把生产用气流以热交换方法冷却还原吸收剂，在较步骤(c)的热交换低的温度水平下，从吸收剂回收供发电用的热量，其中，吸收剂在温度不低于700°F的温度下放出热量，(f)再循环吸收剂以便进一步与空气接触，和(g)使用步骤(c)燃烧过程的氧产品。
11.根据权利要求
10的方法，其中的氧化液体化学吸剂在解吸前泵至高压以便生产由于解吸作用引起的高压氧气。
12.根据权利要求
10的方法，其中步骤(b)的液体化学吸收剂在同流换热器利用步骤(d)的还原吸收剂预热。
13.一种在高温和高压的条件下，使用可逆化学吸收作用和解吸作用，从空气中分离出氧气和在高炉中还原铁矿并在碱性氧气热炉炼钢的综合方法，其特征在于其中的氧气的分离是由高炉燃烧过程的排出物或碱性氧气炉废气与吸收剂进行阶式热交换来促成，步骤包括(a)把已经清洗和干燥空气压缩至高温和高压，(b)使部分空气与含碱金属亚硝酸盐和硝酸盐的液体化学吸收剂接触，用化学方法从上述空气吸收至少部分氧气。(c)把氧化液体化学吸收剂加热至温度不低于900°F，方法是将吸收剂与高炉进行铁矿还原成金属铁的燃烧过程中的热废气进行热交换，其中的废气在温度不低于1000°F下产生高质热，并将其转移到上述吸收剂，(d)用步骤(c)的高温热从上述吸收剂解吸增压氧，以产生增压氧产品和还原吸收剂，(e)使用生产用气流以热交换的方法冷却步骤(d)的还原吸收剂，于较步骤(c)的热交换低的温度水平下回收供生产蒸汽的热量，其中，吸收剂在温度不低于700°F下放出热量，(f)再循环吸收剂以便与空气进一步接触，及(g)把至少一部分步骤(d)的氧气导入高炉和〈或〉碱性氧气炉，使在任一个炉里进行富氧燃烧。
14.根据权利要求
13的方法，其中的氧化液体化学吸收剂在解吸前被泵至高压，以生产由于解吸作用引起的高压氧气。
15.根据权利要求
13的方法，其中的液体化学吸收剂在同流换热器中倚着步骤(d)的还原吸收剂预热。
16.根据权利要求
1的方法，其中用于步骤(c)的原料选自下列一组中，包括陶瓷、高镍合金钢，高密度熔融氧化铝和氧化锆。
17.根据权利要求
1的方法，其中的液体化学吸收剂选自下列一组中，包括碱金属硝酸盐和亚硝酸盐混合物，在碱金属硝酸盐、氢氧化物或碳酸盐中的氧化钡，在碱金属亚硝酸盐、氢氧化物或碳酸盐中的过氧化钠，或在碱金属亚硝酸盐、氢氧化物或碳酸盐中的过四氧化二钾。
18.根据权利要求
1的方法，其中步骤(c)的热交换是在燃烧过程和吸收剂之间的压差小于10个大气压的条件下进行。
19.根据权利要求
1的方法，其中，回收步骤(e)的回收热是在温度700°F至1000°F下进行。
20.根据权利要求
1的方法，其中的热量和(或)能量是从步骤(e)的生产用气流回收而来的。
21.根据权利要求
17的方法，其中的碱金属的主要部份为钠。
专利摘要
本发明说明了在燃烧过程中以化学吸收作用从空气中分离出氧和氮的综合方法。燃烧过程所得余热可更有效地用于解吸吸收剂中的氧产品。然后显热和吸收反应热可进一步用于生产高温生产用气流。氧气可增强燃烧过程，其中用作解吸的高温热在热交换中传递，压差最好小于10个大气压，以在热交换中提供足够的灵活性。
文档编号B01D53/02GK86105412SQ86105412
公开日1987年5月13日 申请日期1986年8月26日
发明者威廉·罗伯特·布朗, 安东尼·安东尼·卡萨诺, 布赖恩·雷·邓博宾, 普拉迪普·拉奥, 唐纳德·C·埃里克森 申请人:气体产品与化学公司导出引文BiBTeX, EndNote, RefMan