催化裂化再生器二氧化碳原位富集工藝研究

黎春霖，趙云鵬，石孝剛，藍興英，2，高金森

(1.中國石油大學(北京)重質油全國重點實驗室，北京 102249；2.中國石油大學(北京)碳中和未來技術學院)

催化裂化是煉油廠重質油輕質化的關鍵工藝之一[1],目前我國催化裂化總加工能力約為233 Mt/a,預計2025年將增加到256 Mt/a,約占原油一次加工能力的25%[2-3]。在催化裂化提升管反應器內,脫碳反應產生的大量焦炭會附著在催化劑表面及孔道內,使催化劑失活,失活催化劑在再生器中燃燒會產生大量二氧化碳(CO2)。據統計,催化裂化裝置CO2排放占煉化行業總CO2排放的40%[4],是煉油廠碳排放的主要裝置之一[5]。在“雙碳”背景下,石油化工行業在“十四五”期間被全面納入全國碳排放交易市場,預計2030年全國碳排放交易體系碳價格將上升至93元/t,排碳成本將逐年升高[6]。因此,煉油化工企業急需進行低碳化調整,減少CO2排放量以降低生產成本,提高社會和環境效益。催化裂化再生器作為煉油廠排碳的關鍵裝置,如何低成本、高效處理再生煙氣是煉油廠實現低碳化生產的重心之一。以2.60 Mt/a催化裂化裝置為例,若對煙氣中CO2進行捕集,則每年可減排CO2600 kt,每年富余碳權價值約為5 580萬元,減排的CO2相當于4萬公頃森林的年吸收量[7]。可見,催化裂化裝置的低碳化生產可產生巨大的經濟效益和社會效益[8]。

在現有的催化裂化工藝中,再生器使用空氣對失活催化劑進行燒焦再生,產生的再生煙氣具有體積流量大、CO2濃度低等特點,再生煙氣中CO2體積分數僅為11%～16%[9]。目前,針對低CO2濃度煙氣的主流處理方法是燃燒后捕集,其中使用醇胺溶劑作為吸收劑的化學吸收法最為成熟,已經在較多領域實現了工業化應用[10-11]。目前普遍使用的單乙醇胺(MEA)溶液具有吸收量大、吸收效果好、可循環使用等特點,在吸收塔內可以與CO2充分反應生成氨基甲酸鹽,然后富液進入解吸塔加熱再生后得到高濃度CO2氣體。由于MEA溶液再生溫度高,因此該過程能耗較高且能耗高度集中在解吸塔[12]。目前針對燃燒后捕集技術的優化方向主要是開發新的吸收劑,從而降低解吸塔塔底熱負荷[13]。據統計,目前我國碳捕集、利用與儲存(CCUS)相關單位的建設投資水平為500～1 600元/t[14],其中CO2捕集是CCUS系統中能耗與成本最高的環節,約占總成本的70%～90%。

1 再生器CO2原位富集工藝模擬設置

為了對工藝流程進行充分的研究和考察,采用計算流體力學和流程模擬相結合的方法,分別探究了CO2原位富集技術對再生器內部流動和燒焦反應的影響以及煙氣組成改變對煙氣處理流程的影響。

1.1 數值模擬設置

再生器作為反應-再生系統的關鍵設備之一,其正常運行對工藝流程至關重要。氣相組分變化會嚴重影響再生器內部流場以及溫度場分布,進而影響再生效果。因此,需要詳細考察原位富集工藝可能會對再生器所造成的影響。采用歐拉-拉格朗日模型模擬再生器內的氣固兩相流動過程,以Barracuda作為求解器,氣相采用MP-PIC方法的連續性方程和動量守恒方程進行求解,并與被視為離散相的顆粒相進行強耦合。氣固相間作用力僅考慮曳力,采用基于湍流狀態的EMMS曳力模型[17],其以WenYu曳力模型為基礎,引入不均勻因子Hd。模型的具體方程可參見Barracuda的幫助文檔。

再生器內的熱量來自于焦炭燃燒反應,本研究采用Arebl等[18]的燒焦動力學模型,燃燒過程涉及碳、氫、硫、氮元素的燃燒反應及其相互轉化反應,其中碳和氫元素的燃燒反應對熱效應的貢獻占比很高,因此為了降低計算成本,硫、氮等元素的副反應過程在數值模擬過程中被忽略,僅考慮氫、碳元素的完全燃燒過程。

空氣從再生器底部樹枝狀空氣分布器注入再生器,質量流量為28.4 kg/s,表觀氣速為0.74 m/s,溫度為150 ℃。常溫常壓下,氧氣(O2)的密度和比熱容分別為1.296 kg/m3和910.2 J/(kg·K),氮氣(N2)的密度和比熱容分別為1.134 kg/m3和1 039.7 J/(kg·K)。氣相符合理想氣體狀態方程,混合氣相物化性質計算體積加權平均值。

待生催化劑通過船型分布器注入再生器。質量流量為203 kg/s,待生催化劑初始溫度為480 ℃、密度為1 500 kg/m3、平均粒徑為79 μm。待生催化劑上碳、氫質量分數分別為0.954%和0.09%。再生催化劑從底部再生催化劑斜管排出。八組二級旋風分離器的一級旋風分離器入口均設置為壓力出口,作為稀相氣體和夾帶催化劑的出口。再生器頂部壓力設置為0.185 MPa。從旋風分離器離開的催化劑通過料腿返回再生器密相床。

1.2 流程模擬設置

煙氣組分的變化同樣將對煙氣處理工藝中其他設備產生一定的影響,為了充分考察關鍵設備的工藝參數變化,采用Aspen Plus對4種工況的煙氣處理流程進行模擬。模擬過程中物性方法選擇NRTL,主風壓縮機采用COMPR模塊,將空氣壓縮到0.225 MPa;再生器采用RStoic模塊模擬燒焦再生過程,再生溫度為710 ℃;再生器側邊的外取熱器采用Heater模塊,以維持再生器內熱平衡;同時采用Heater模塊和COMPR模塊模擬余熱鍋爐、省煤器和煙機對熱能和壓力能的回收過程。

ABS樹脂的主要成分是SAN樹脂，它提供材料良好的加工性能、優異的剛性、光澤、硬度、耐化學性能、耐熱性能。增加基體SAN樹脂分子量可提高材料沖擊強度，拉伸強度，剛性等性能，但分子量太大時產品的加工性能下降。

2 催化裂化再生器CO2原位富集工藝

催化裂化再生器CO2原位富集工藝基于CO2循環利用的總體思路,對現有再生煙氣處理工藝進行流程再造。該工藝可以縮短工藝流程,降低捕集能耗,且無需新建CO2富集和捕集設備。

2.1 原位富集工藝與燃燒后捕集工藝對比

催化裂化再生煙氣燃燒后捕集技術的思路是使用吸收劑對煙氣中的CO2進行吸收和富集,該工藝流程如圖1(a)所示。使用空氣將含炭失活的待生劑進行燒焦再生,并采用外取熱器取走再生器內部多余的熱量,再生后的高溫催化劑攜帶大量熱量返回提升管反應器。再生煙氣進入三級旋風分離器(三旋)以分離其中的催化劑細粉,隨后進入余熱鍋爐回收熱能并副產中壓飽和蒸汽,再進入煙機回收再生煙氣所攜帶的壓力能,煙氣壓力降低到微正壓。對于燃燒后捕集工藝來說,由于新增了吸收與解吸設備,煙機出口壓力需要適當提高,可回收的壓力能將減少。從煙機排出的煙氣進入省煤器以回收煙氣的剩余熱能,由于煙氣中含有硫氧化物、氮氧化物等,為了防止酸性氣體冷凝,省煤器煙氣出口溫度應控制在170～200 ℃。經過省煤器后的煙氣進入脫硫脫硝塔除去其中的硫氮化合物。隨后煙氣進入CO2吸收塔,通常使用醇胺溶劑對煙氣中的CO2進行吸收。吸收塔塔底排出的富液進入解吸塔,通過精餾操作分離其中的CO2,塔底排出的再生吸收劑循環利用。燃燒后捕集工藝雖然對現有工藝流程改動較小,但涉及到了精餾操作,導致能耗較高,同時新增的吸收和解吸設備占地面積大。

圖1 催化裂化再生煙氣CO2捕集工藝

常規的再生工藝由于使用空氣進行燒焦再生,煙氣中含有75%以上的N2,N2的存在使得CO2分離捕集困難,操作費用高。相比之下,再生器CO2原位富集工藝使用煙氣循環CO2和O2的混合氣進行燒焦再生,完全排除了N2的影響。如圖1(b)所示,首先經過空氣分離器設備制得純O2,隨后與分水器返回的循環CO2進行混合,將其作為再生器的流化和氧化介質。再生煙氣中CO2體積分數可達到85%以上,隨后依次經過三旋、余熱鍋爐、煙機、省煤器和脫硫脫硝塔。最后,再進入分水器除去其中的水蒸氣,干煙氣中CO2體積分數可達到95%以上,隨后對其進行加壓循環利用。再生器作為CO2生成設備的同時,還起到了富集CO2的作用,從而可以直接生成高濃度CO2,實現了原位富集。使用該工藝后,分水器排出的高濃度CO2可以直接進入純化工藝或進行地下埋存。再生器的O2濃度是可操控變量,通過調整O2濃度可以更加方便地控制再生器內的燒焦過程,有助于進一步提高再生器燒焦速率和負荷。為了驗證CO2原位富集工藝的可行性,以下將進一步采用計算流體力學模擬和流程模擬方法對該工藝進行分析。

2.2 煙氣循環位置的選擇

CO2原位富集技術將再生煙氣進行循環,從而實現了CO2在再生器中循環、富集的效果。再生煙氣處理工藝涉及到多個工藝設備,以充分回收煙氣中的熱能和壓力能;然而,處于不同設備位置的循環煙氣具有不同的壓力、溫度和氣相組成,這些因素對CO2原位富集工藝的可行性和經濟性都有顯著影響。為此,進一步考察了4種不同的煙氣循環方案,工藝流程如圖2所示,分別是煙氣在分水器后循環(方案a)、在余熱鍋爐前循環(方案b)、在煙機前循環(方案c)和在脫硫脫硝塔前循環(方案d),這4種循環煙氣的壓力、溫度和氣相組成有顯著差異。方案a中,煙氣在分水器后進行循環,循環煙氣含有大量CO2、少量水蒸氣和O2,雜質少,對再生器的影響最小。但此時煙氣的壓力和溫度都較低,返回再生器時還需要額外的增壓和加熱過程。方案b中,從余熱鍋爐前進行循環是能耗最低的方案,此時煙氣的溫度和壓力都較高,無需額外的加熱設備,但該方案將大大提高再生器內的起燃溫度,外取熱器取熱量將明顯提升。方案c中,在煙機前進行循環的煙氣同樣無需經過額外的加熱器。相比于方案b,方案c的煙氣循環溫度下降,外取熱器取熱量下降而余熱鍋爐有效熱負荷升高。方案d中,由于省煤器出口溫度在200 ℃左右,溫度相對較高,因此比方案a的能耗低。

雖然方案b,c,d都可以以更低的能耗進行煙氣循環,但是循環煙氣沒有經過脫硫脫硝以及除水的過程,導致進入再生器的主風會含有大量水蒸氣和硫氮化合物。計算結果表明,方案b,c,d的主風中含有將近30%的水蒸氣,這將極大增加催化劑出現水熱失活和熱崩等問題的概率,同時煙氣中硫氮化合物的濃度將增加3倍以上,可能會對設備和催化劑產生腐蝕作用。綜上所述,為保證再生器燒焦過程的正常進行,應當采用方案a這種脫經硫脫硝以及除水后的CO2煙氣進行循環。

3 再生器CO2原位富集工藝對流程的影響

采用CO2原位富集技術后,煙氣中惰性氣體由傳統再生后的N2變為CO2,氣相組成發生了極大的改變,這種改變將使密度和比熱容這兩個影響流動和傳熱的關鍵物化性質參數發生變化。和N2相比,CO2具有更大的密度和更大的比熱容,這將導致再生器內流場和溫度場發生改變;此外,比熱容的改變還會影響外取熱器及余熱鍋爐產汽量。因此,需要詳細考察原位富集工藝對各個設備運行所造成的影響。同時,在原位富集工藝中,O2濃度已經成為獨立操控變量,當煙氣中過剩氧濃度固定時,入口O2濃度決定了工藝流程中煙氣的體積流量,并會對煙氣密度和比熱容產生影響。因此,分別將O2體積分數設置為20.9%,26.8%,30.0%,此時分水器采用低溫除水工藝,冷卻溫度為10 ℃。不同工況的操作條件、物化性質及氣相組成如表1所示。

表1 不同工況的操作條件、物化性質及組分含量

3.1 對再生器內流場的影響

催化裂化提升管和再生器構成了一個循環流化床,二者之間的壓力和熱量平衡對裝置的平穩運行有顯著影響,因此,再生器內部氣固兩相的流動狀態至關重要。新工藝的研發應首先確保流化床內氣固兩相的正常流化。由于CO2和N2具有不同的物化性質,尤其是密度和比熱容相差較大,因此需要考慮再生器內部流場和溫度場的變化規律。采用計算流體力學方法,對4種工況下再生器流場和溫度場進行模擬研究。

圖3為再生器內部催化劑顆粒的分布。由圖3可以看出,雖然再生器主風組成發生了變化,但催化劑顆粒的分布基本沒有發生變化,整個床層依舊呈現出湍動流化床特性,稀/密相分界面穩定在變徑段附近。密相床內沒有發生溝流、死區等非正常流化現象。由于在操作過程中保證催化劑總藏量不變,因此再生器內壓降也沒有發生較大的改變,不會對反應-再生系統的壓力平衡造成影響。

圖3 催化劑顆粒分布

圖4為再生器稀相空間內顆粒含量和顆粒速度的分布規律。由圖4可以發現,工況2的顆粒含量最高,同時顆粒速度也最大。這主要是因為工況2在維持氣相體積流量不變的條件下,氣體密度有了較大的增加。這使得氣相攜帶顆粒的能力更強,顆粒從氣相獲取的能量更多,顆粒速度更高,更多顆粒被氣相攜帶進入了稀相空間。而工況3和工況4由于O2體積分數增加,使得總氣相體積流量降低,抵消了氣體密度增加對氣相攜帶顆粒能力的提升,使得稀相具有更低的顆粒含量和顆粒速度。

圖4 稀相空間顆粒速度分布

進一步對再生器內流動狀態進行定量評價,床層膨脹率、輸送分離高度(TDH)及旋風分離器(旋分)顆粒流量如表2所示。根據表2可以發現,由于氣相密度的增加,工況2的床層膨脹率、TDH以及旋分顆粒流量都有明顯的提升,尤其是TDH增加了24.2%,這些現象的產生主要是由于主風氣相密度的增加。工況3和工況4由于提高了主風中O2的體積分數,表觀氣速有所降低,因此床層膨脹率和TDH都有所降低,旋分的顆粒流量降低了63.4%,極大地降低了后續三旋和四級旋風分離器(四旋)的分離強度。綜上所述,CO2原位富集工藝可以確保再生器維持正常流化狀態,同時當以富氧條件進行操作時,較低的氣體流量可以減少催化劑顆粒的夾帶量,進一步降低設備內催化劑磨損、跑劑等風險。

表2 再生器內床層膨脹率、TDH及進入旋分顆粒流量

圖5為不同操作條件下再生器內的溫度分布。根據圖5可以看出,CO2原位富集工藝對再生器內溫度的分布趨勢基本沒有影響。整體呈現出底部溫度低而上部溫度高的趨勢。由于中部是低溫待生劑入口區域,因此邊壁處的溫度略高于中心區的溫度。在工況2中,由于氣相體積流量不變,但氣相比熱容增加,從而導致工況2中的溫度相比于工況1低10～20 ℃,較低的燒焦溫度將導致燒焦反應速率下降,不利于再生器中燒焦反應的進行。而在工況3和工況4中,富氧操作降低了氣相體積流量,抵消了氣相比熱容增加所起到的作用。當主風中O2體積分數為26.8%時,再生器內溫度分布與工況1最為接近。但由于此時再生器內O2平均濃度升高,因此燒焦反應速率提高。當主風中O2體積分數進一步增加到30.0%時,再生器內平均溫度比工況1升高2～5 ℃,但通過云圖可以發現,再生器稀相區域出現大面積粉紅色區域,這代表此區域溫度超過了720 ℃。這種局部熱點將增大催化劑熱崩風險,導致催化劑中的細粉含量增加。

圖5 再生器內氣相溫度分布

進一步考察了不同條件下再生器的燒焦情況,4種工況下,再生劑出口處的催化劑碳質量分數分別為0.14%,0.19%,0.12%,0.11%。相比工況1,由于工況2再生溫度下降,導致工況2的燒焦速率降低,進而導致再生劑碳含量升高。而當O2體積分數為26.8%時(工況3),其再生劑出口處催化劑碳質量分數相比于工況1下降了14%,這主要是由于O2濃度的提升對再生過程起到了一定的促進作用,這與孫世源等的研究結論一致[19]。進一步增加O2體積分數到30.0%時(工況4),對于燒焦過程的強化效果不再明顯。因此,在CO2原位富集工藝中,主風最佳的O2體積分數為26.8%左右,此時可以確保再生器內溫度分布均勻,并且沒有局部熱點的產生,同時可以提高燒焦反應速率,進一步降低再生劑焦炭含量。

3.2 對外取熱器和余熱鍋爐的影響

CO2原位富集工藝改變了氣相組成,進而影響了氣相的比熱容,而比熱容的改變將對煙氣處理流程中的換熱過程產生重大影響。圖6為不同溫度條件下CO2和N2的比熱容變化以及各個設備的操作區間。根據圖6可以發現:在高溫條件下,CO2比熱容高于N2組分;而在低溫條件下,CO2比熱容低于N2組分,兩者比熱容在省煤器操作區間內出現交點。

圖6 N2和CO2比熱容隨溫度的變化

表3為不同工況下外取熱器取熱量和余熱鍋爐有效熱負荷,其中工況1、工況3和工況4控制再生煙氣溫度為710 ℃,工況2的再生器保持絕熱操作。在工況2中,大流量和高比熱容的氣體使得再生器內部溫度降低,燒焦產生的熱量完全用于催化劑和氣相的升溫過程。在絕熱條件下再生溫度僅為670 ℃,無多余熱量產生,因此外取熱器取熱量為0。當再生溫度低于700 ℃時,一氧化碳(CO)可能在密相區域無法完全燃燒,逸散的CO增加了稀相尾燃的風險。在工況3和工況4中,在氣相體積流量減少和燒炭量增加這兩個方面的影響下,再生器內熱量都呈現出過剩的狀態。相比工況1,工況3和工況4的外取熱器取熱量分別減少15.6%和增加36.2%。在余熱鍋爐中,工況3和工況4的氣相體積流量減少,但總取熱量卻比工況1更多。這主要是因為氣相比熱容隨溫度的變化而變化所導致的,從圖6可以看出,在余熱鍋爐操作區間內,CO2比熱容降低的斜率比N2的更大,說明在相同溫度區間,CO2組分將釋放出更多的熱量。

表3 不同條件下外取熱器取熱量及余熱鍋爐有效熱負荷

3.3 對煙機的影響

再生煙氣從余熱鍋爐排出后,需要在高溫位通過煙機進一步回收壓力能,煙氣壓力從185 kPa降低到16 kPa。表4為煙氣進出煙機的溫度以及氣相組成,當采用CO2原位富集技術時,煙機出口溫度升高了18 ℃,平均溫度越高,越有助于煙機回收壓力能。煙氣中O2的體積分數基本不變,由于CO2和N2在煙機操作溫度下性質都較為穩定,且煙氣中的水以氣態形式存在,因此氣相組分的改變預計不會對煙機運行產生顯著影響。

進一步計算得到不同工況下煙機對外輸出功率,如表5所示。工況1和工況2氣相體積流量相同,但工況2中煙氣在煙機中的平均溫度更高,總體對外做功能力更強。而工況3和工況4屬于富氧操作,氣相體積流量大幅度降低,因此煙機輸出功率相比工況1分別減少19.8%和28.5%。

表5 不同條件下煙機輸出功率

3.4 對省煤器的影響

煙機后的省煤器將進一步回收煙氣中的熱能,由于煙氣中含有硫氮等酸性組分,因此省煤器煙氣出口溫度應當維持在170～200 ℃,以防止發生酸露點冷凝并腐蝕設備的現象。表6為不同工況下省煤器的有效熱負荷,可以發現CO2原位富集工藝中的省煤器有效熱負荷大幅度增加,工況2中省煤器取熱量比工況1中增加了46.9%。從圖6可知,這主要是因為在省煤器的操作區間內,CO2比熱容降低斜率更大,并且與N2的比熱容曲線出現了交點。因此相同體積流量下,CO2在該溫度區間內將釋放出更多的熱量。在200 ℃時,CO2組分的比熱容比N2低,說明在CO2原位富集工藝中,省煤器對熱量的回收率將高于傳統燃燒后捕集工藝。當采用富氧操作時,煙氣流量相應減少,省煤器有效熱負荷同步減小,但取熱量依舊大于傳統燃燒后捕集處理工藝。總體來說,CO2原位富集工藝氣相比熱容的改變對省煤器的取熱量和產汽量都造成了較大影響,但在富氧條件下,煙氣體積流量的減少使得這種影響被大幅減弱。

表6 不同條件下省煤器有效熱負荷

3.5 對脫硫脫硝塔的影響

待生劑上附著的焦炭中含有大量含硫、含氮化合物,經過燃燒后會形成SOx和NOx組分,由于CO2原位富集工藝涉及到了煙氣的循環利用,因此煙氣中SOx和NOx組分也會不斷富集。表7為通過流程模擬計算得到的不同工況下脫硫脫硝塔進料的硫、氮化合物含量。由表7可以看出,CO2原位富集工藝煙氣中SOx含量明顯升高,且隨著主風O2體積分數的增加,SOx富集濃度也不斷增加。這主要是因為工況3和工況4的再生煙氣回流比例更大,因此煙氣富集的SOx濃度更高。而工況2中,SOx濃度降低是因為燒焦量減少,導致產生的SOx量減少。SOx濃度升高將導致煙氣酸露點的升高,工況1煙氣酸露點約為135 ℃,工況4煙氣酸露點約為140 ℃。因此,推薦省煤器的給水溫度不應低于145 ℃。目前采用的省煤器煙氣出口溫度為200 ℃,完全可以避免煙氣冷凝現象。

表7 不同條件下脫硫脫硝塔進料硫、氮化合物含量

脫硫脫硝塔通常使用堿液對SOx和NOx進行吸收,而在CO2原位富集工藝中,酸性氣體CO2濃度顯著增高,需要進一步討論CO2對脫硫脫硝塔的影響。當使用NaOH溶液作為堿液時,CO2和SO2將分別生成碳酸鈉和亞硫酸鈉,由于亞硫酸酸性比碳酸強,因此吸收過程將優先吸收SOx,同時生成的碳酸鈉也可以與亞硫酸進一步反應生成碳酸和亞硫酸鈉。因此CO2原位富集工藝不會大幅度增加堿液消耗量,在工程上可以通過增加噴淋面積進一步改善SOx和NOx的吸收效果。同時可以增加脫硫脫硝塔底部水池容量,從而增大鹽類溶解度以防止鹽類結晶發生堵塞。

3.6 分水器溫度對氣相組分的影響

再生器中焦炭的燃燒過程將產生大量水蒸氣,而煙氣中水蒸氣的存在對CO2濃度以及后續煙氣壓縮和循環等工藝都具有較大影響。尤其要嚴格控制循環煙氣中的水蒸氣含量,防止催化劑出現水熱失活和熱崩等現象。通過低溫除水工藝可以進一步降低煙氣中水蒸氣含量,溫度越低則水蒸氣脫除率越高。表8為分水器溫度對煙氣組分含量的影響,出口煙氣中CO2體積分數都達到了93%以上。分水器溫度越低,出口煙氣中水蒸氣濃度越低,CO2濃度越高。在實際工業操作中,應當結合催化劑性質、分水器能耗等多個方面選擇合適的操作溫度。

表8 分水器溫度對煙氣組分含量的影響 φ,%

4 結 論

催化裂化裝置的低碳化生產是煉油化工行業的重大需求,傳統的再生器燃燒后CO2捕集工藝有設備占地面積大、操作費用高等缺點。提出的CO2原位富集工藝將CO2在再生器內實現了原位富集,極大地提高了再生煙氣中CO2濃度,無需新建CO2富集和捕集設備,為低CO2濃度煙氣的處理提供了新的思路。

通過計算流體力學和流程模擬相結合的方法,系統探究了CO2原位富集工藝對各個關鍵設備造成的影響,從多方面論述了該工藝的可行性,并優選了富氧再生操作的O2體積分數。

研究結果表明,CO2原位富集工藝不會對再生器內氣固兩相流化狀態產生影響,不會出現死區、溝流等異常流化。在保證催化劑藏量不變的情況下,可以維持再生器壓力不變。在CO2原位富集工藝中采用O2體積分數為26.8%左右時,再生器內溫度分布均勻,無局部熱點產生,同時可以提高燒焦速率和燒焦強度。煙氣體積流量、比熱容和密度等參數的變化對后續的余熱鍋爐、煙機、省煤器和脫硫脫硝塔等設備產生的影響有限,因此,無需對輔助設備進行大規模更換。