一种基于SOFC-膜-电化学自给协同的多源二氧化碳分质捕集方法和装置

一种基于sofc-膜-电化学自给协同的多源二氧化碳分质捕集方法和装置
技术领域
1.本发明属于二氧化碳捕集技术领域，尤其是涉及一种sofc-膜-电化学自给的复合型分质-协同捕集多源二氧化碳的方法及系统。


背景技术：

2.二氧化碳(co2)大量排放所导致的各种环境、气候问题目前已成为全球性的火热话题。自工业革命以来，以工业排放为主要来源的co2含量激增，其中各种化石燃料的燃烧排放约占90％以上。根据我国的一次能源消费结构可知，化石燃料燃烧二氧化碳排放问题尤为明显，且短期内难以大幅改变以燃烧化石燃料为主的能源结构。为达成我国“3060”双碳目标，亟待co2高效捕集相关技术与发明的研究。
3.碳捕集、利用与封存(ccus)技术被认为是未来实现碳中和目标的核心技术。该技术旨在将大气环境中或工业生产中排放的co2以某种手段分离出来，直接利用或进行封存以实现co2减排的目的。其中又以碳捕集为整套流程的核心步骤。目前，投入大量研究的co2捕集方法主要是吸收法、吸附法、膜分离法及电化学分离法。
4.吸收法中以化学吸收为较为成熟的捕集方法，通过调控温度、压力等环境因素改变反应的进行方向，实现co2的吸收及脱除。其优点是可获得高纯度的二氧化碳产品流，但下游的洗涤剂再生步骤则需要较高的能量需求。吸附法应用受到限制，因目前吸附剂距离吸附容量高、吸附/解吸循环足够、co2选择性高、热稳定性和机械稳定性高、成本低的理想吸附剂尚有一定差距。
5.对膜分离方法的研究由于多孔材料如mof、石墨烯等的广泛应用而受到重视，当前主要研究方向是寻找到具有更高的机械强度和co2选择渗透性的膜材料。对电化学分离技术，由于其需要电能的额外供应，故虽然使用中即插即用且可达到较高的分离效率，但并非是主流选择。
6.由此可见，在各项技术手段尚不完善的情况下，单一的使用某种分离手段难以综合考虑待处理气体的来源、品位、组分各不相同的客观现实，且由于受到环境因素的影响，达到联合稳定分离co2的工艺要求仍有待进一步研究。


技术实现要素：

7.针对现有二氧化碳捕集工艺的捕集能力不理想、捕集气纯度不高、能耗较大等问题，本发明第一目的在于，提供一种基于sofc-膜-电化学自给协同的多源二氧化碳分质捕集方法，旨在基于sofc-膜-电化学协同配合多源二氧化碳分质处理思路联合改善捕集效果。
8.本发明第二目的还在于提供一种实施所述方法的装置。
9.一种基于sofc-膜-电化学自给协同的多源二氧化碳分质捕集方法，获得含二氧化碳且热值低于3mj/nm3的气体a，以及含碳可燃气且热值在3mj/nm3以上的气体b；
10.将气体a进行电化学捕集处理；
11.将气体b经sofc发电，并将发电阶段产生的含二氧化碳的阳极尾气进行膜分离处理，以及将所发电能用于电化学捕集处理阶段供电；
12.收集电化学捕集阶段和膜分离阶段捕集的二氧化碳。
13.本发明提供了一种多源二氧化碳分质捕集思路，并进一步创新地将气体a进行电化学捕集处理，将气体b经sofc发电后进行膜捕集处理，如此能够实现协同，能够改善二氧化碳的整体捕集能力，改善捕集二氧化碳的纯度，
14.不仅如此，还能够实现能力的高效利用，实现处理阶段的电能的自给自足，显著降低处理成本。
15.本发明中，所述的多源二氧化碳的分质处理配合特殊适配的sofc-膜以及电化学处理工艺是协同改善捕集能力和效果，改善能源利用度的关键。
16.本发明中，所述的气体a为复杂组分烟气(可包含co2、so2、n2、氮氧化合物和碳氢化合物等)经预处理后的气体。
17.优选地，气体a中气体co2的体积含量在5v％以上，优选为10～30v％。
18.本发明中，电化学捕集处理可基于已知的设备和原理实现。
19.优选地，电化学捕集阶段的吸收剂为胺吸附剂，介导金属为铜；
20.优选地，所述的胺吸附剂为乙二胺、乙醇胺中的至少一种。
21.本发明中，电化学捕集的设备中的阴极室、阳极室中设置有流道结构。所述的流道结构为蛇形流道、长方形流道、半圆形流道梯形流道、梯形流道、圆形流道或圆形流道。
22.优选地，电化学捕集处理阶段的温度为50～80℃，工作电压在0.4～1.2v，工作电流在0.2～1.2a。
23.本发明中，电化学捕集阶段的电能优选通过sofc发电产生的电能自给自足。
24.本发明中，所述的气体b中，含碳可燃气为甲醇、甲烷、co中的至少一种。
25.本发明中，气体b中，还允许存在n2、co2等气体。
26.本发明中，气体b中的含碳可燃气的含量需要满足所述的热值，例如，其中的含碳可燃气含量在5v％以上，进一步可以为10～45v％。
27.本发明中，气体b的热值可以为3～10mj/nm3。
28.本发明中，可基于已知的sofc实现气体b的化学能向电能转变。例如，可以采用行业内公知的微管式固体氧化物燃料电池(mt-sofc)。
29.优选地，sofc发电阶段，气体b通气流量为90～250ml/min，优选为100～200ml/min，进一步优选为140～200ml/min；sofc发电阶段的工作温度为600～700℃。
30.本发明中，可将sofc的电能和电化学捕集装置的电极导电连接。
31.本发明中，将sofc产生的含有二氧化碳的阳极尾气进行膜分离处理。
32.本发明中，膜分离处理采用的分离膜可以是行业内公知的膜材料，例如，其包括基体以及分散在基体中的填料。所述的基质为pdms、pim、pavc、mh 1657中的至少一种。所述的填料为氧化石墨烯、碳量子点、zno、al2o3、tio2、zif中的至少一种。
33.分离膜的厚度没有特别要求，例如可以为60～80μm；
34.膜分离阶段的温度没有特别要求，例如可以为15～45℃，考虑到处理成本，可进一步为室温。
35.本发明中，膜分离后的残留的高热值气可回用至sofc发电阶段。
36.本发明中，基于所述的分质以及适配的工艺联合，可实现协同，可以实现电能以及二氧化碳气体的自给处理。例如，控制处理阶段，气体b的流量为140～160ml/min，气体a的流量为240～260ml/min。但本发明中，在极端条件下，如膜分离处理能力达到饱和时(如气体b的流量超过180ml/min，进一步可以为190～210ml/min)，可选择性地将部分阳极尾气进行电化学捕集处理。电化学捕集处理达到饱和时(sofc供电不足，如气体b的流量小于140ml/min，进一步可以为90～110ml/min)，可选择性地将部分气体a进行所述的膜处理。
37.本发明还提供了一种实施所述方法的基于sofc-膜-电化学自给协同的多源二氧化碳分质捕集装置，其包括气体a储罐、气体b储罐、储罐c、sofc、膜分离装置、电化学处理装置和二氧化碳储罐；
38.所述的气体b储罐的出口和sofc的燃气入口连接，且其阳极尾气出口和膜分离装置中的膜分离器(渗透池)的入口连接，膜分离器渗透侧出口和二氧化碳储罐入口连接，渗余侧出口与储罐c连接；
39.所述的电化学处理装置包括气体吸收室、电化学介导吸收器、气液分离室，所述的电化学介导吸收器的腔室包括由离子交换膜分割的阳极室和阴极室；
40.阳极室和阴极室中均设置有电极和流道；所述的电极分别和sofc电极导电连接；
41.所述的气体a储罐出口和气体吸收室的气体入口连接，气体吸收室的吸收液出口和阳极室的液体入口连接，阳极室的出液口与气液分离室的入口连接，气液分离室的液体出口和与阴极室的入液口相连，气液分离室的气体出口与二氧化碳储罐入口连接；阴极室的液体出口和气体吸收室的吸收剂入口连接；
42.优选地，所述的气体a储罐出口和膜分离器入口之间设置有连接旁路，可实现协同处理；
43.优选地，所述的sofc阳极尾气出口和电化学气体吸收室气体入口之间设置有连接旁路，可实现协同处理；
44.优选地，所述的膜分离器渗余侧出口与sofc燃气入口之间设置有连接旁路，可将高燃值尾气通入sofc循环发电；
45.有益效果
46.本发明提供了一种多源二氧化碳分质捕集思路，并进一步创新地将气体a进行电化学捕集处理，将气体b经sofc发电后进行膜捕集处理，如此能够实现协同，能够改善二氧化碳的整体捕集能力，改善捕集二氧化碳的纯度，
47.不仅如此，还能够实现能力的高效利用，实现处理阶段的电能的自给自足，显著降低处理成本。
48.本发明工艺，相较于现有的将气体b直接隔空排放或者燃烧利用余热的处理方式，本发明可在实现将气体b中化学能升值利用的同时，采用此过程额外产生的电能驱动电驱动co2捕集单元分离捕集气体a中co2，提高了能量利用率和co2捕集效率。同时，将sofc阳极尾气经膜分离co2提质单元后的剩余可燃气体通回sofc进行再燃烧利用，可产生更多电能，进一步提升能量利用率；
49.气体b化学能利用效率可达60％～70％，mt-sofc发电效率可达60％～80％。
50.co2捕集效率可达99％～100％；每小时收集气体量可达5800ml/h。
51.本发明工艺和装置可高效捕集多源气体中co2，装置捕集适用性高、能耗低、能量利用率高、经济性好，适用于工业生产的废气排放环节，可实现co2负排放，应用前景广阔。
附图说明
52.图1基于电驱动耦合膜分离的多源二氧化碳分质-协同捕集方法整体思路图；
53.图2基于电驱动耦合膜分离的多源二氧化碳分质-协同捕集方法系统图；
54.图3为权利要求书1中膜分离co2提质单元过程示意图；
55.图4权利要求书1中电驱动co2捕集单元捕集原理图；
56.图5为权利要求书6中膜分离co2提质单元渗透池示意；
57.图6为权利要求书1中电驱动co2捕集单元原理示意图；
58.图7为权利要求书9中胺再生电解池结构图；
59.图8为膜分离co2提质单元示意图；
60.图9为电驱动co2捕集单元示意图；
61.图10为mt-sofc电压和功率密度随电流变化曲线；
62.图11为robeson上限图中混合基质膜分离性能图；
具体实施方式
63.下面结合实施例和说明书附图对本发明作进一步的说明。
64.本发明处理示意图见图1～4。其处理的装置(系统)包括气体a储罐、气体b储罐、储罐c、sofc、膜分离装置、电化学处理装置和二氧化碳储罐；
65.所述的气体b储罐的出口和sofc的燃气入口连接，且其阳极尾气出口和膜分离装置中的膜分离器渗透池的入口连接；膜分离器渗透侧出口和二氧化碳储罐入口连接，渗余侧出口与储罐c连接；具体分离流程如图3所示；
66.所述的电化学处理装置包括气体吸收室、电化学介导吸收器、气液分离室，所述的电化学介导吸收器的腔室包括由离子交换膜分割的阳极室和阴极室；
67.阳极室和阴极室中均设置有电极和流道；
68.所述的气体a储罐出口和气体吸收室的气体入口连接，气体吸收室的吸收液出口和阳极室的液体入口连接，阳极室的出液口与气液分离室的入口连接，气液分离室的液体出口和与阴极室的入液口相连，气液分离室的气体出口与二氧化碳储罐入口连接；阴极室的液体出口和气体吸收室的吸收剂入口连接。
69.在可选的条件下，所述的气体a储罐出口和膜分离器入口之间设置有连接旁路，所述的sofc阳极尾气出口和电化学气体吸收室气体入口之间设置有连接旁路，以实现协同处理；所述的膜分离器渗余侧出口与sofc燃气入口之间设置有连接旁路，可将高燃值尾气通入sofc循环发电。
70.本发明的一种基于电驱动耦合膜分离的多源二氧化碳分质-协同捕集方法，步骤例如为：
71.步骤1)：判断待分离气体热值
72.将热值超过3mj/nm3的低品位燃料气(气体b)，通入sofc；
73.含有二氧化碳的低热值的气体(气体a)通入emar气体吸收室；
74.步骤2)：气体b中co2分离捕集
75.sofc中气体b燃烧，产生电能，驱动emar分离捕集气体a中co2；
76.同时，sofc产生阳极尾气；
77.步骤3)：sofc阳极尾气中co2分离提质
78.将sofc产生的阳极尾气通入膜分离器(含分离膜)，进行co2分离提质。
79.本发明所述系统中，选用固体氧化物燃料电池sofc，在co2捕集的同时也完成了气体b中化学能到高品位电能的转化，实现了能量的升值利用；
80.本发明中，sofc可采用行业内常规结构的燃料电池，例如，可采用结构紧凑、能量密度高的微管式固体氧化物燃料电池(mt-sofc)，在处理阶段，通气流量为90～250ml/min，工作温度为600～700℃；
81.本发明中，膜分离单元膜分离器可以是行业内常规的设备(示意图可参考图5)，包括相互复合的上壳体(3)pet垫片(4)硅胶垫片(5)多孔支撑板(6)pet垫片(7)下壳体，以及通过螺栓结构固定的装置(1)和(8)。所述的分离膜可以选用高分离性能混合基质膜。膜厚度可控制在60～80μm，填料可为氧化石墨烯、碳量子点、zno、al2o3、tio2、zif等，基质可为pebax、pdms、pim、pavc、mh1657等。
82.本发明中，电化学处理可采用胺再生电解池(emar)电解反应所需电能来自sofc产生的电能。sofc连接稳压装置调压，实现对电驱动co2捕集单元的稳定供电。
83.本发明所述系统中，emar实现co2分离捕集是利用乙二胺吸收co2实现，产生的胺碳酸盐经电解池阳极中cu
2+
作用转化为铜胺络合物并释放出捕集到的co2，再将该络合物泵回阴极脱除cu
2+
实现乙二胺的再生；emar电化学介导吸收器例如包括(1)护板；(2)铜电极；(3)垫片；(4)流道；(5)膜材料的对称结构，具体如图7所示。
84.emar工作温度在50℃左右，工作电压在0.4～1.2v左右，工作电流在0.2～1.2a。
85.本发明可实现对气体a和气体b中co2的捕集，处理气体涵盖多种气源，提高了co2捕集的适用性。
86.以下实施例及对比例，除特别声明外，气体a均指实验室环境下的20v％co2余量为n2；所述的气体b均指实验室环境下的20v％co，余量为n2；假设阳极尾气经循环回收发电后可使得气体b中co完全反应为co2，燃料利用率为100％；假设250ml/min的气体a和150ml/min气体b混合后通入sofc，再将阳极尾气循环利用，燃料利用率将为40％；定义捕集率为实际co2捕集量/待处理气体中co2量；
87.以下为具体实施方式：
88.实施例1：
89.1)将气体b以150ml/min通入sofc进气口，在750℃温度下运行，反应效率为55％，燃烧1.34mmol/min co，即可以产生3.5w的电能，其中开路电压为1.01v，同时产生1.34mmol/min co2(如图9所示)，阳极尾气通入渗透池，在1bar压差下，渗透测气体流出速率为1.35mmol/min，其中co2浓度为99％～100％。
90.2)将1)中sofc产生的电能供给电驱动co2捕集单元，其电压为1.01v，电流为3.46a，其阳极电解质含cu(no3)20.4mol/l，乙二胺1mol/l，na2so40.25mol/l；阴极电解质含cu(no3)20.1mol/l，乙二胺1mol/l，na2so40.25mol/l，保持反应器温度为50℃，将气体a以250ml/min通入装有乙二胺的气体吸收室中，在此状态下co2最大分离速率为2.23mmol/
min，其中co2浓度为95％～98％。
91.在渗透池渗透侧和电解池气液分离器后持续收集气体60min，共收集到气体4838.4ml，其中co2浓度为99％～100％。
92.实施例2：
93.与实施例1相比，区别仅在于，1)中，改变气体b流量，操作如下：
94.1)将气体b以200ml/min通入sofc进气口，在750℃温度下运行，反应效率为55％，燃烧1.79mmol/min co，即可以产生4.67w的电能，其中开路电压为1.01v，同时产生1.79mmol/min co2，阳极尾气通入渗透池，在1bar压差下，渗透测气体流出速率为1.35mmol/min，其中co2浓度为99％～100％。
95.2)将1)中sofc产生的电能供给电驱动co2捕集单元，其电压为1.01v，电流为4.62a，其阳极电解质含cu(no3)20.4mol/l，乙二胺1mol/l，na2so40.25mol/l，阴极电解质含cu(no3)20.1mol/l，乙二胺1mol/l，na2so40.25 mol/l，保持反应器温度为50℃，将1)中渗余侧未能分离的阳极尾气169.3ml/min、气体a以282.7ml/min通入装有乙二胺的气体吸收室中，在此状态下co2最大分离速率为2.97mmol/min，其中co2浓度为99％～100％。本例中200ml/min阳极尾气中169.3ml/min为电化学协同处理。
96.在渗透池渗透侧和电解池气液分离器后持续收集气体60min，共收集到气体5832.96ml，其中co2浓度为99％～100％。
97.实施例3：
98.与实施例1相比，区别仅在于，1)中，改变气体b流量，操作如下：
99.1)将气体b以100ml/min通入sofc进气口，在750℃温度下运行，反应效率为55％，燃烧0.9mmol/min co，即可以产生2.34w的电能，其中开路电压为1.01v，同时产生0.9mmol/min co2，阳极尾气和流速为49.28ml/min的气体a通入渗透池，在1bar压差下，渗透测气体流出速率为1.35mmol/min，其中co2浓度为99％～100％。
100.2)将1)中sofc产生的电能供给电驱动co2捕集单元，其电压为1.01v，电流为2.32a，其阳极电解质含cu(no3)20.4mol/l，乙二胺1mol/l，na2so40.25mol/l，阴极电解质含cu(no3)20.1mol/l，乙二胺1mol/l，na2so40.25 mol/l，保持反应器温度为50℃，将气体a以166.9ml/min通入装有乙二胺的气体吸收室中，在此状态下co2最大分离速率为1.49mmol/min，其中co2浓度为99％～100％。本例中216.18ml/min中的气体a有49.28ml/min为膜协同处理。
101.在渗透池渗透侧和电解池气液分离器后持续收集气体60min，共收集到气体3816.96ml，其中co2浓度为99％～100％。
102.对比例1：
103.与实施例1相比，区别仅在于，不启动电驱动co2捕集单元。
104.将气体b以150ml/min通入sofc进气口，在750℃温度下运行，反应效率为55％，燃烧1.34mol/min co，即可以产生3.5w的电能，其中开路电压为1.01v，同时产生1.34mmol/min co2，阳极尾气和流速为250ml/min的气体a通入渗透池，在1bar压差下，渗透测气体流出速率为1.35mmol/min，其中co2浓度为98％。在渗透池渗透侧持续收集气体60min，共收集到气体1841.28ml，其中co2浓度为95％～98％；同时，本例中sofc每小时产生12.6kj电能，相当于每小时减少1.2g标煤的燃烧，即co2排放量减少1481.5ml；相当于每小时可收集气体
3322.78ml。
105.本例中，使用本发明分质-协同捕集方法与仅使用膜分离处理相比，总计每小时可多捕集co21515.62 ml。
106.对比例2：
107.与实施例1相比，区别仅在于，不启动膜分离co2提质单元。
108.1)将气体b以150ml/min通入sofc进气口，在750℃温度下运行，反应效率为55％，燃烧1.34mmol/min co，即可以产生3.5w的电能，其中开路电压为1.01v，同时产生1.34mol/min co2。
109.2)将1)中sofc产生的电能供给电驱动co2捕集单元，其电压为1.01v，电流为3.47a，其阳极电解质含cu(no3)20.4mol/l，乙二胺1mol/l，na2so40.25mol/l，阴极电解质含cu(no3)20.1mol/l，乙二胺1mol/l，na2so40.25 mol/l，保持反应器温度为50℃，将阳极尾气和流速为250ml/min的气体a通入装有乙二胺的气体吸收室中，在此状态下co2最大分离速率为2.23mmol/min。在电解池气液分离器后持续收集气体60min，共收集到气体2997.12ml，其中co2浓度为99％～100％。
110.本例中，使用本发明分质-协同捕集方法与仅使用电驱动co2捕集处理相比，总计每小时可多捕集co21841.28 ml。
111.对比例3：
112.与实施例1相比，区别仅在于，将250ml/min的气体a和150ml/min气体b混合后一并通入sofc，再将sofc阳极尾气通入渗透池中，再将渗余侧气体通入装有乙二胺的气体吸收室中进行后续的电化学吸附。
113.1)sofc在750℃温度下运行，燃料利用率为40％，反应效率为22％，燃烧0.53mmol/min co，即可以产生1.4w的电能，其中开路电压为1.01v，同时反应产生0.53mmol/min co2，此时，阳极尾气中含2.47mmol/min co2。
114.2)将sofc阳极尾气通入渗透池中，在1bar压差下，渗透测气体流出速率为1.35mmol/min，在渗透池渗透侧持续收集气体60min，共收集到气体1814.4ml，其中co2浓度为99％～100％。此时，渗余侧气体中含1.13mmol/min co2。
115.3)将渗余侧气体通入装有乙二胺的气体吸收室中，其电压为1.01v，电流为1.38a，其阳极电解质含cu(no3)20.4mol/l，乙二胺1mol/l，na2so40.25 mol/l，阴极电解质含cu(no3)20.1mol/l，乙二胺1mol/l，na2so40.25 mol/l，保持反应器温度为50℃。在此状态下co2最大分离速率为0.89mmol/min。在电解池气液分离器后持续收集气体60min，共收集到气体1196.16ml，其中co2浓度为99％～100％。
116.本例中，持续收集气体60min，共可收集气体3010.56ml。使用本发明分质-协同捕集方法与本例相比，总计每小时可多捕集co21827.84 ml。
117.综上所述，本发明电驱动耦合膜分离的多源二氧化碳分质-协同捕集方法相较于使用单一捕集方法有很大优势，不同捕集方法co2捕集性能对比如表1。
118.表1不同捕集方法co2捕集性能对比
[0119][0120]
可见，采用本发明方法，能够获得优异的捕集效果，且具有优异的捕收体量。

技术特征：
1.一种基于sofc-膜-电化学自给协同的多源二氧化碳分质捕集方法，其特征在于，获得含二氧化碳且热值低于3mj/nm3的气体a，以及含碳可燃气且热值在3mj/nm3以上的气体b；将气体a进行电化学捕集处理；将气体b经sofc发电，并将发电阶段产生的含二氧化碳阳极尾气进行膜分离处理，以及将所发电能用于电化学捕集处理阶段供电；收集电化学捕集阶段和膜分离阶段捕集的二氧化碳。2.如权利要求1所述的基于sofc-膜-电化学自给协同的多源二氧化碳分质捕集方法，其特征在于，所述的气体a为复杂组分烟气；优选地，气体a中气体co2的体积含量在5v％以上，优选为10～30v％。3.如权利要求1所述的基于sofc-膜-电化学自给协同的多源二氧化碳分质捕集方法，其特征在于，电化学捕集阶段的吸收剂为胺吸附剂，介导金属为铜；优选地，所述的胺吸附剂为乙二胺、乙醇胺中的至少一种。4.如权利要求3所述的基于sofc-膜-电化学自给协同的多源二氧化碳分质捕集方法，其特征在于，电化学捕集的设备中的阴极室、阳极室中设置有流道结构；优选地，所述的流道结构为蛇形流道、长方形流道、半圆形流道梯形流道、梯形流道、圆形流道或圆形流道；优选地，电化学捕集处理阶段的温度为50～80℃，工作电压在0.4～1.2v，工作电流在0.2～1.2a。5.如权利要求1所述的基于sofc-膜-电化学自给协同的多源二氧化碳分质捕集方法，其特征在于，所述的气体b中，含碳可燃气为甲醇、甲烷、co中的至少一种。6.如权利要求1所述的基于sofc-膜-电化学自给协同的多源二氧化碳分质捕集方法，其特征在于，sofc发电阶段，气体b通气流量为90～250ml/min；sofc发电阶段的工作温度为600～700℃。7.如权利要求1所述的基于sofc-膜-电化学自给协同的多源二氧化碳分质捕集方法，其特征在于，膜分离处理采用的分离膜包括基体以及分散在基体中的填料；优选地，所述的基质为pdms、pim、pavc、mh 1657中的至少一种；优选地，所述的填料为氧化石墨烯、碳量子点、zno、al2o3、tio2、zif中的至少一种；优选地，分离膜的厚度为60～80μm；优选地，膜分离阶段的温度为15～45℃。8.如权利要求1～7任一项所述的基于sofc-膜-电化学自给协同的多源二氧化碳分质捕集方法，其特征在于，膜分离处理能力达到饱和时，可选择性地将部分阳极尾气进行电化学捕集处理；优选地，电化学捕集处理达到饱和时，可选择性地将部分气体a进行所述的膜处理；优选地，膜处理后的高燃值尾气循环进行sofc发电处理。9.一种实施权利要求1～8任一项方法的基于sofc-膜-电化学自给协同的多源二氧化碳分质捕集装置，其特征在于，其包括气体a储罐、气体b储罐、储罐c、sofc、膜分离装置、电化学处理装置和二氧化碳储罐；所述的气体b储罐的出口和sofc的燃气入口连接，且其阳极尾气出口和膜分离装置中的膜分离器渗透池的入口连接，膜分离器渗透侧出口和二氧化碳储罐入口连接，渗余侧出
口与储罐c连接；所述的电化学处理装置包括气体吸收室、电化学介导吸收器、气液分离室，所述的电化学介导吸收器的腔室包括由离子交换膜分割的阳极室和阴极室；阳极室和阴极室中均设置有电极和流道；所述的电极分别和sofc电极导电连接；所述的气体a储罐出口和气体吸收室的气体入口连接，气体吸收室的吸收液出口和阳极室的液体入口连接，阳极室的出液口与气液分离室的入口连接，气液分离室的液体出口和与阴极室的入液口相连，气液分离室的气体出口与二氧化碳储罐入口连接；阴极室的液体出口和气体吸收室的吸收剂入口连接。10.如权利要求9所述的基于sofc-膜-电化学自给协同的多源二氧化碳分质捕集装置，其特征在于，所述的气体a储罐出口和膜分离器入口之间设置有连接旁路；优选地，所述的sofc阳极尾气出口和电化学气体吸收室气体入口之间设置有连接旁路；优选地，所述的膜分离器渗余侧出口与sofc燃气入口之间设置有连接旁路。

技术总结
本发明属于二氧化碳捕集领域，具体公开了一种基于SOFC-膜-电化学自给协同的多源二氧化碳分质捕集方法，获得含二氧化碳且热值低于3MJ/Nm3的气体a，以及含碳可燃气且热值在3MJ/Nm3以上的气体b；将气体a进行电化学捕集处理；将气体b经SOFC发电，并将发电阶段产生的含二氧化碳阳极尾气进行膜分离处理，以及将所发电能用于电化学捕集处理阶段供电；收集电化学捕集阶段和膜分离阶段捕集的二氧化碳。本发明还包括实施所述方法的系统。本发明工艺能够实现分质协同，能够改善二氧化碳的整体捕集能力，改善捕集二氧化碳的纯度，不仅如此，还能够实现能力的高效利用，实现处理阶段的电能的自给自足，显著降低处理成本。显著降低处理成本。显著降低处理成本。


技术研发人员：孙朝 雷婷 李诗莹 李钧颖 商睿超 闫昱翰 孙志强
受保护的技术使用者：中南大学
技术研发日：2023.05.31
技术公布日：2023/9/5