使用二氧化碳循环工作流体高效发电的系统和方法

摘要

本发明提供了使用高效燃烧室并结合CO2循环流体发电的方法和系统。在具体实施方式中，所述方法和系统能够有利地使用低压力比动力涡轮机和节约型热交换器。来自外部来源的额外的低品位热可用于提供加热再循环CO2循环流体所需的部分热量。源自燃料的CO2可被捕获并在管道压力下输送。能够捕获其它杂质。

说明书

技术领域

本发明涉及通过使用循环流体传递经由燃料高效燃烧所产生的能 量来发电(诸如电力)的系统和方法。特别是，所述系统和方法可使用二 氧化碳作为循环流体。

背景技术

据估计，尽管开发和使用了非碳能源，但化石燃料在接下来的100 年将继续提供世界上的大部分电力需求。然而，已知通过化石燃料和/ 或适宜生物质燃烧发电的方法遭遇了能量成本升高以及二氧化碳(CO₂) 和其它排放物产生增加的问题。作为发达国家和发展中国家碳排放增 加的潜在灾难性后果，全球变暖日渐受到关注。太阳能和风能看起来 不能在近期内替代化石燃料燃烧，而核能具有与扩散和核废料处理相 关的危险。

从化石燃料或适宜生物质发电的常规设备正日益负担着在高压下 捕获CO₂以输送到隔离场所的要求。然而，这种要求显示出是难于实 现的，原因是目前的技术甚至对于最佳的CO₂捕获设计仅提供非常低 的热效率。此外，实现CO₂捕获的资本成本很高，与将CO₂排放到大 气中的系统相比这产生显著较高的电力成本。因此，在本领域中始终 需要允许减少CO₂排放和/或改进对所产生的CO₂的隔离的容易性的高 效发电的系统和方法。

发明内容

本发明提供了使用高效燃烧室(例如，蒸发冷却燃烧室)并结合循环 流体(例如，CO₂循环流体)发电的方法和系统。特别是，所述循环流体 可与用于燃烧的燃料和氧化剂一起被引入燃烧室中，以便产生包含循 环流体和任何燃烧产物的高压高温流体物流。所述流体物流可被引入 发电设备(诸如涡轮机)中。有利地，流体物流在膨胀过程中在涡轮机中 可被维持在相对高的压力下，以使得穿过涡轮机的压力比(thepressure ratioacrossturbine)(即，涡轮机入口处的压力与涡轮机出口处的压力比) 小于约12。然后，所述流体物流可被进一步处理以分离该流体物流中 的组分，这可包括使该流体物流通过热交换器。具体而言，可使循环 流体(其中的至少一部分可从所述流体物流被再循环)通过同一热交换 器以便在将该循环流体引入燃烧室之前将其加热。在这样的实施方式 中，有用的可以是操作热交换器(例如，通过选择低品位热源)以使该热 交换器在热交换器热端处的涡轮机排气与再循环流体之间仅具有小温 差。

在某些方面，本发明提供了发电系统，所述发电系统能够以低资 本成本高效发电，并且还能产生管道压力的基本纯的CO₂以便隔离。 所述CO₂也可被再循环到发电系统中。

本发明的系统和方法的特征在于能够使用很多种燃料源。例如， 根据本发明所用的高效燃烧室可使用气态燃料(例如，天然气或煤成 气)、液体燃料(例如，烃、沥青)和固体燃料(例如，煤、褐煤、焦炭)。 甚至还能使用如本文另外描述的其它燃料。

在其它方面，本发明的方法和系统是特别有用的，因为其能超越 不提供CO₂捕获的现有燃煤发电厂的最佳效率。这样的现有发电厂以 1.7英寸汞冷凝器压力使用烟煤最多能提供约45％效率(低热值，或 “LHV”)。本系统能够超越该效率，同时还以所需压力输送CO₂进行隔 离或者其它处理。

在仍然另一方面，本发明提供了与使用类似燃料的现有技术相比 降低发电系统的物理尺寸和资本成本的能力。因此，本发明的方法和 系统能够显著降低与发电系统相关的建设成本。

仍进一步，本发明的方法和系统能提供事实上100％的所用和/或 所产生的CO₂的回收，特别是源自燃料中存在的碳的CO₂。具体而言， 所述CO₂可作为管道压力的干燥纯化气体提供。此外，本发明提供了 单独回收其它燃料和燃烧产生的杂质用于其它应用和/或处理的能力。

在一个具体方面，本发明涉及结合使用循环流体(诸如CO₂)发电的 方法。在具体实施方式中，按照本发明的发电方法可包括将含碳(carbon containing)燃料、O₂和CO₂循环流体引入蒸发冷却燃烧室中。具体地， CO₂可在至少约8MPa(优选至少约12MPa)的压力和至少约200℃(优 选至少约400℃)的温度引入。该方法还可包括燃烧燃料以提供包含CO₂的燃烧产物物流。特别地，所述燃烧产物物流可具有至少约800℃的温 度。此外，所述方法可包括使燃烧产物物流膨胀穿过涡轮机(acrossa turbine)以发电，所述涡轮机具有用于接收燃烧产物物流的入口和用于 释放含CO₂的涡轮机排出物流的出口。优选地，入口处的燃烧产物物 流与出口处的涡轮机排出物流的压力比可小于约12。在具体实施方式 中，对于CO₂来说理想的可以是在至少约10MPa的压力、至少约20 MPa的压力、至少约400℃的温度或至少约700℃的温度引入燃烧室中。 更进一步的可能的处理参数在本文描述。

在一些实施方式中，CO₂循环流体可作为与O₂和含碳燃料中一种 或两种的混合物被引入蒸发冷却燃烧室。在其它实施方式中，CO₂循 环流体可作为被引导经过形成于蒸发冷却燃烧室中的一个或更多个蒸 发流体供给通道的蒸发冷却流体的全部或一部分而被引入蒸发冷却燃 烧室。在具体实施方式中，CO₂循环流体可仅作为蒸发流体被引入燃 烧室中。

燃烧可通过实际燃烧温度来具体表征。例如，燃烧可在至少约 1,500℃的温度进行。在其它实施方式中，燃烧可在约1,600℃至约 3,300℃的温度进行。

本发明还可特征在于O₂流中的O₂纯度。例如，在一些实施方式 中，环境空气可能是有用的。然而，在具体实施方式中，使氧含量纯 化可能是有益的。例如，O₂可作为如下物流提供：其中O₂的摩尔浓度 为至少85％。更进一步的具体浓度在本文描述。

在具体实施方式中，燃烧产物物流可具有至少约1,000℃的温度。 另外，燃烧产物物流可具有如下压力：该压力为被引入燃烧室中的CO₂的压力的至少约90％或为被引入燃烧室中的CO₂的压力的至少约 95％。

在一些实施方式中，涡轮机入口处的燃烧产物物流与涡轮机出口 处的涡轮机排出物流相比的压力比可以是约1.5至约10，或者可以是 约2至约8。更进一步的可能比例在本文中提供。

本发明可特征在于被引入燃烧室中的特定材料之比。例如，被引 入燃烧室中的CO₂循环流体中的CO₂与燃料中的碳之比基于摩尔可以 是约10至约50，或者可以是约10至约30。更进一步的可能比例在本 文中提供。

本发明还可特征在于涡轮机排出物流中的至少一部分CO₂能被再 循环和再引入燃烧室中。至少一部分CO₂可(例如经由管道)从系统中被 排出(诸如，用于隔离或其它处理)。

在具体实施方式中，涡轮机排出物流中的CO₂可处于气态。具体 而言，涡轮机排出物流可具有小于或等于7MPa的压力。

在其它实施方式中，本发明方法还可包括使涡轮机排出物流经过 至少一个热交换器，所述热交换器冷却涡轮机排出物流并提供温度低 于约200℃的CO₂循环流体物流。这可有助于在能够促进一种或更多 种次要组分(即，除CO₂之外的组分)的去除的条件下提供CO₂循环流 体物流。在具体实施方式中，这可包括使涡轮机排出物流经过一系列 的至少两个热交换器。更具体而言，该系列中的第一热交换器能接收 涡轮机排出物流并降低其温度，所述第一热交换器由耐受至少约900℃ 温度的高温合金形成。

本发明方法还可包括在CO₂循环流体物流上进行一个或更多个分 离步骤以去除如上所述的除CO₂之外存在于循环流体物流中的一种或 更多种次要组分。具体地，所述一种或更多种次要组分可包括水。

本发明方法还可包括将CO₂物流增压。例如，在燃烧产物物流膨 胀和涡轮机排出物流冷却之后，有利的可以是将所述物流增压以便再 循环回燃烧室。具体地，所述方法可包括使CO₂循环流体物流经过一 个或更多个压缩机(例如，泵)以使CO₂循环流体物流增压到至少约8 MPa的压力。这还可包括使CO₂循环流体物流经过一系列的至少两个 压缩机以将CO₂循环流体物流增压。在某些实施方式中，CO₂循环流 体物流可被增压到至少约15MPa的压力。更进一步的压力范围可能是 理想的，如本文另外所述。具体地，在其它实施方式中，增压CO₂循 环流体物流(pressuriedCO₂ciculatingfluidstream)可以超临界流体状态 提供。在一些实施方式中，增压CO₂循环流体物流中的至少一部分CO₂可被引入增压管道(pressurizedpipeline)中进行隔离(或其它处理，如上 已经提到的)。

除增压之外，本发明方法还可包括加热先前已冷却的CO₂循环流 体物流以便使其返回燃烧室(即，CO₂循环流体物流的再循环)。在一些 实施方式中，这可包括将增压CO₂循环流体物流加热到至少约200℃、 至少约400℃或至少约700℃的温度。在某些实施方式中，增压CO₂循环流体物流可被加热至如下温度：该温度比涡轮机排出物流温度低 不超过约50℃。更进一步可能的温度范围在本文中提供。具体地，这 种加热可包括使增压CO₂循环流体物流通过用于冷却涡轮机排出物流 的同一热交换器。这种加热还可包括来自外部来源(即，不同于从热交 换器再捕获的热)的热输入。这种加热还可包括来自外部来源的热输 入。在具体实施方式中，加热可包括使用自O₂分离单元提取的热。优 选地，在热交换器单元的冷端引入这种额外的热(或者，当使用系列热 交换器时，在于最高温度范围内工作的系列中的热交换器之前引入这 种额外的热)。

在某些实施方式中，本发明可特征在于燃烧产物物流的性质，其 能够允许任选执行多个涡轮机。例如，在一些实施方式中，燃烧产物 物流可以是包含一种或更多种可燃组分(例如，选自H₂、CO、CH₄、 H₂S、NH₃及其组合的组分)的还原流体。这可通过所使用的O₂与燃料 之比来控制。在一些实施方式中，燃烧产物物流蒸汽可含完全氧化的 组分，诸如CO₂、H₂O和SO₂以及上面所列的还原组分。所达到的实 际组成可取决于蒸发燃烧室进料中所使用的O₂与燃料之比。更具体而 言，在这种实施方式中所用的涡轮机可包括具有入口和出口的两个或 更多个单元。在具体实施方式中，可操作涡轮机单元以使得每个单元 入口处的操作温度基本相同。这可包括在第一涡轮机单元(或者，在使 用三个或多个单元的情况中，在前的涡轮机单元)的出口处向流体物流 添加一定量的O₂。提供O₂能够使得上述一种或更多种可燃组分燃烧， 这在物流进入系列中的下一个涡轮机之前升高了该物流的温度。这导 致在循环流体存在下使由燃烧气体产生的动力(power)最大化。

在其它实施方式中，涡轮机排出物流可以是氧化流体。例如，涡 轮机排出物流可包含过量的O₂。

在一些实施方式中，本发明可特征在于各种物流的状态。例如， 在使燃烧产物物流膨胀穿过涡轮机的步骤之后，所述涡轮机排出物流 可处于气态。可使所述气体经过至少一个热交换器以冷却气态的涡轮 机排出物流，以使CO₂与任意次要组分分离。之后，至少一部分已分 离的CO₂可被增压并转化成超临界流体状态，并再次使其经过同一热 交换器(或多个)以加热CO₂用于再循环到燃烧室中。在具体实施方式 中，从膨胀步骤进入热交换器(或者，使用系列时的第一热交换器)的涡 轮机排出物流的温度与从同一热交换器离开用于再循环到燃烧室中的 加热增压超临界流体CO₂之间的温差可以小于约50℃。

如上所述，从燃料燃烧室离开的流体物流可包括CO₂循环流体以 及一种或更多种其它组分，诸如燃烧产物。在一些实施方式中，将至 少一部分CO₂再循环并将其再引入到燃料燃烧室可以是有用的。因此， 循环流体(circulatingfluid)可以是再循环流体(recyclefluid)。当然，来自 外部来源的CO₂可被用作循环流体。涡轮机排气可在节约型热交换器 中冷却，且回收的热可被用于加热高压再循环CO₂。离开热交换器低 温端的冷却涡轮机排气可含有来源于燃料或燃烧过程的组分，诸如 H₂O、SO₂、SO₃、NO、NO₂、Hg和HCl。在另外的实施方式中，可使 用合适的方法将这些组分从物流中去除。该物流中的其它组分可包括 来源于燃料或氧化物的惰性气体杂质，诸如，N₂、氩(Ar)和过量的O₂。 这些可以通过单独的合适方法被去除。在另外的实施方式中，涡轮机 排气必须处于如下压力：该压力低于在可用冷却设备的温度下涡轮机 排气中CO₂的冷凝压力，由此使得当涡轮机排气冷却时不能形成CO₂液相，因为这将允许水作为液体从含有极少量水蒸气以允许水冷凝的 气态CO₂中有效分离。在另外的实施方式中，现在可将纯化的CO₂连 同流体中代表源于进料到燃烧室的燃料中的碳的至少一部分CO₂一起 压缩以产生高压再循环CO₂循环流体物流，后者可被引入增压管道中 进行隔离。因涡轮机排气物流的高压而使用最少量的进一步处理或压 缩将CO₂从燃烧过程直接转移到增压管道的能力相对于常规方法而言 是明显的优势，其中在所述常规方法中CO₂在接近大气压(即，约0.1 MPa的压力)下被回收或被排放到大气中。此外，按照本发明进行隔离 的CO₂可以与迄今已知者相比更有效且更经济的方式被转移。

进入热交换器的再循环CO₂流体(理想地高于临界压力)的比热高 而且会随着温度升高而降低。对于处于最低温度水平的至少一部分热 来说特别有利的是来源于外部来源。这例如可以是将在冷凝时提供热 的低压蒸汽供应。在其它实施方式中，这种热源可以来源于低温空气 分离设备中所用的空气压缩机的操作，其以绝热方式将氧化剂供应给 燃烧室，无需中间冷却，并使用用于向再循环CO₂物流提供热的热传 递流体物流的闭合循环物流提取压缩热。

在一个实施方式中，按照本发明的发电方法可包括下述步骤：

将燃料、O₂和CO₂循环流体引入燃烧室中，所述CO₂在至少约8 MPa的压力和至少约200℃的温度引入；

使燃料燃烧以提供包含CO₂的燃烧产物物流，所述燃烧产物物流 具有至少约800℃的温度；

使所述燃烧产物物流膨胀穿过涡轮机以发电，所述涡轮机具有用 于接收燃烧产物物流的入口和用于释放包含CO₂的涡轮机排出物流的 出口，其中入口处的燃烧产物物流与出口处的涡轮机排出物流相比的 压力比小于约12；

通过使涡轮机排出物流经过热交换单元而从涡轮机排出物流回收 热，以提供冷却的涡轮机排出物流；

从冷却的涡轮机排出物流去除除CO₂之外存在于该涡轮机排出物 流中的一种或更多种次要组分，以提供纯化的冷却涡轮机排出物流；

使用第一压缩机将所述纯化的冷却涡轮机排出物流压缩至高于 CO₂临界压力的压力以提供超临界CO₂循环流体物流；

使所述超临界CO₂循环流体物流冷却至如下温度：在该温度时所 述超临界CO₂循环流体物流的密度为至少约200kg/m³；

使所述超临界高密度CO₂循环流体经过第二压缩机以使CO₂循环 流体增压至输入燃烧室所需的压力；

使所述超临界高密度高压CO₂循环流体经过同一热交换单元，以 使所回收的热用于提高CO₂循环流体的温度；

将额外量的热供应至所述超临界高密度高压CO₂循环流体，以使 离开热交换单元用于再循环回燃烧室的CO₂循环流体的温度与涡轮机 排出物流的温度之差小于约50℃；和

将加热的超临界高密度CO₂循环流体再循环到燃烧室中。

在特定实施方式中，所述系统和方法与现有电力系统和方法(例 如，常规燃煤发电设备、核反应堆以及使用传统锅炉系统的其它系统 和方法)相结合可以是特别有用的。因此，在一些实施方式中，在上述 膨胀步骤与回收步骤之间，本发明方法可包括使涡轮机排出物流经过 第二热交换单元。这样的第二热交换单元能使用来自涡轮机排出物流 的热加热来自蒸汽动力系统(例如，传统锅炉系统，包括燃煤发电设备 和核反应堆)的一个或多个物流。然后可使由此加热的蒸汽物流通过一 个或更多个涡轮机以发电。离开涡轮机的物流可通过循环返回经过传 统动力系统(例如，锅炉)的部件进行处理。

在另外的实施方式中，本发明方法可特征在于以下中的一个或更 多个：

使涡轮机排出物流冷却至低于其水露点的温度；

借助(against)环境温度冷却介质进一步冷却涡轮机排出物流；

使水连同所述一种或更多种次要组分一起冷凝以形成包含H₂SO₄、 HNO₃、HCl和汞中的一种或更多种的溶液；

使冷却的涡轮机排出物流增压至小于约15MPa的压力；

在经过热交换单元之前，从所述超临界高密度高压CO₂循环流体 物流回收产物CO₂物流；

使用部分燃烧产物的物流作为燃料；

在CO₂循环流体存在下将含碳燃料与O₂一起燃烧，所述含碳燃料、 O₂和CO₂循环流体以如下比例提供：该比例使得含碳燃料仅部分氧化 以产生包含不燃性组分、CO₂以及H₂、CO、CH₄、H₂S和NH₃中的一 种或更多种的部分氧化的燃烧产物物流；

以下述比例提供含碳燃料、O₂和CO₂循环流体，该比例使得所述 部分氧化的燃烧产物物流的温度足够低，以致所述物流中的全部不燃 性组分是固体颗粒的形式；

使所述部分氧化的燃烧产物物流经过一个或更多个过滤器；

使用所述过滤器将不燃性组分的残余量减少至低于约2mg/m³部 分氧化的燃烧产物；

使用煤、褐煤或石油焦炭作为燃料；

提供作为含CO₂浆料的颗粒燃料；

在另外的实施方式中，本发明可描述为涉及包括以下步骤的发电 方法：

将含碳燃料、O₂和CO₂循环流体引入蒸发冷却燃烧室中，CO₂在 至少约8MPa的压力和至少约200℃的温度被引入；

使燃料燃烧以提供包含CO₂的燃烧产物物流，所述燃烧产物物流 具有至少约800℃的温度；

使所述燃烧产物物流膨胀穿过涡轮机以发电，所述涡轮机具有用 于接收燃烧产物物流的入口和用于释放包含CO₂的涡轮机排出物流的 出口，其中入口处的燃烧产物物流与出口处的涡轮机排出物流相比的 压力比小于约12；

使涡轮机排出物流经过一系列的至少两个热交换器，该系列从涡 轮机排出物流回收热并提供CO₂循环流体物流；

从CO₂循环流体物流去除除CO₂之外存在于该循环流体物流中的 一种或更多种次要组分；

使CO₂循环流体物流经过一系列的至少两个压缩机，这将CO₂循 环流体的压力增加到至少约8MPa并将循环流体中的CO₂从气态转化 为超临界流体状态；和

使所述超临界CO₂循环流体经过相同的一系列的至少两个热交换 器，这使用回收的热将CO₂循环流体的温度提高到至少约200℃(或者， 任选提高到比涡轮机排出物流的温度低不超过约50℃的温度)。这具体 可包括从外部热源(即，并非直接来源于涡轮机排出物流从热交换器中 的通过的热源)引入额外的热。

在另外的实施方式中，本发明特征可在于提供一种从含碳燃料的 燃烧发电且没有CO₂的大气释放的高效方法。具体地，该方法包括下 述步骤：

将含碳燃料、O₂和再循环CO₂循环流体以限定的化学计量比引入 蒸发冷却燃烧室，所述CO₂在至少约8MPa的压力和至少约200℃的 温度被引入；

使燃料燃烧以提供包含CO₂的燃烧产物物流，所述燃烧产物物流 具有至少约800℃的温度；

使所述燃烧产物物流穿过涡轮机以发电，所述涡轮机具有用于接 收燃烧产物物流的入口和用于释放包含CO₂的涡轮机排出物流的出 口，其中入口处的燃烧产物物流与出口处的涡轮机排出物流相比的压 力比小于约12；

使涡轮机排出物流经过一系列的至少两个热交换器，该系列从涡 轮机排出物流回收热并提供CO₂循环流体物流；

使CO₂循环流体物流经过一系列的至少两个压缩机，这将CO₂循 环流体的压力增加到至少约8MPa并将循环流体中的CO₂从气态转化 为超临界流体状态；

使该CO₂循环流体物流经过分离单元，其中将化学计量所需量的 CO₂再循环和引导至燃烧室，并回收任何过量的CO₂，而没有大气释 放；和

使再循环的CO₂循环流体经过相同的一系列的至少两个热交换 器，其在将所述CO₂循环流体引入燃烧室之前使用所回收的热将其温 度提高到至少约200℃(或者，任选提高到比涡轮机排出物流的温度低 不超过约50℃的温度)；

其中，燃烧效率大于50％，所述效率计算为所产生的净电力与燃 烧发电的含碳燃料的总低热值热能之比。

在另一方面，本发明可被描述为提供发电系统。具体地，根据本 发明的发电系统可包括蒸发冷却燃烧室、发电涡轮机、至少一个热交 换器和至少一个压缩机。

在具体实施方式中，蒸发冷却燃烧室可具有至少一个用于接收含 碳燃料、O₂和CO₂循环流体物流的入口。燃烧室可具有至少一个燃烧 阶段，其在CO₂循环流体存在下燃烧燃料并在限定的压力(例如，至少 约8MPa)和温度(例如，至少约800℃)下提供含CO₂的燃烧产物物流。

发电涡轮机可与燃烧室流体连通，并且可具有用于接收燃烧产物 物流的入口和用于释放含CO₂的涡轮机排出物流的出口。所述涡轮机 可适于控制压降，以使得入口处的燃烧产物物流与出口处的涡轮机排 出物流相比的压力比小于约12。

所述至少一个热交换器可与涡轮机流体连通以接收涡轮机排出物 流。所述热交换器可将来自涡轮机排出物流的热传递至CO₂循环流体 物流。

所述至少一个压缩机可与至少一个热交换器流体连通。所述压缩 机可适于使CO₂循环流体物流增压至所需压力。

除上述之外，根据本发明的发电系统还可包括一个或更多个位于 至少一个热交换器与至少一个压缩机之间的分离设备。这种分离设备 可用于去除除CO₂之外存在于CO₂循环流体中的一种或更多种次要组 分。

仍进一步，发电系统可包括包含一个或更多个产生热的部件的O₂分离单元。因此，所述发电系统还可包括一个或更多个热传递部件， 其将来自O₂分离单元的热传递至燃烧室上游的CO₂循环流体。任选地， 发电系统可包括外部热源。这例如可以是将在冷凝时提供热的低压蒸 汽供应。所述发电系统因此可包括一个或更多个热传递部件，其将来 自蒸汽的热传递至燃烧室上游的CO₂循环流体。

在另外的实施方式中，本发明的发电系统可包括下述中的一种或 更多种：

第一压缩机，其适于将CO₂循环流体物流压缩至高于CO₂临界压 力的压力；

第二压缩机，其适于将CO₂循环流体物流压缩至输入燃烧室所需 的压力；

冷却设备，其适于将CO₂循环流体物流冷却至其密度大于约200 kg/m³的温度；

一个或更多个热传递部件，其将来自外部来源的热传递至燃烧室 上游以及第二压缩机下游的CO₂循环流体；

第二压缩机，其位于蒸发冷却燃烧室上游并与其流体连通；

一个或更多个位于第二压缩机与蒸发冷却燃烧室之间的过滤器或 分离设备；

混合设备，用于形成颗粒燃料材料与流化介质的浆料；

研磨设备，用于使固体燃料粒化。

在其它实施方式中，本发明可提供发电系统，其可包括：一个或 更多个注射器，用于提供燃料、CO₂循环流体和氧化剂；蒸发冷却燃 烧室，其具有至少一个燃烧阶段(combustionstage)，所述燃烧阶段使燃 料燃烧并提供至少约800℃温度和至少约4MPa的压力(优选至少约8 MPa)的排出流体物流；发电涡轮机，其具有入口和出口，且其中当流 体物流膨胀时产生电力，所述涡轮机被设计成使流体物流保持在所需 压力下，以使得入口处与出口处相比的流体物流压力比小于约12；热 交换器，用于冷却离开涡轮机出口的流体物流并用于加热CO₂循环流 体；和一个或更多个以下设备，其用于将离开热交换器的流体物流分 离成CO₂和一个或更多个其它用于回收或处理的组分。在另外的实施 方式中，发电系统还可包括一个或更多个用于将从流体物流分离的至 少一部分CO₂递送到增压管道中的设备。

在具体实施方式中，根据本发明的系统可包括使用传统发电系统 (诸如燃煤发电设备、核反应堆等)改进的一个或更多个如本文所述的部 件。例如，电力系统可包括两个热交换单元(例如，主热交换单元和次 热交换单元)。所述主热交换单元可以基本是如本文另外所述的单元， 而次热交换单元可以是用于将热从涡轮机排出物流传递至一个或更多 个蒸汽物流(例如，来自与传统发电系统相关的锅炉)以使该蒸汽物流过 热的单元。因此，根据本发明的发电系统可包括位于涡轮机与主热交 换单元之间并与它们流体连通的次热交换单元。所述发电系统还可包 括经由至少一个蒸汽物流与次热交换单元流体连通的锅炉。仍进一步， 所述发电系统可包括至少一个其它发电涡轮机，其具有用于接收来自 次热交换单元的至少一个蒸汽物流的入口。因此，所述系统还可被描 述为包括主发电涡轮机和次发电涡轮机。主发电涡轮机可以是与本发 明燃烧室流体连通的涡轮机。次发电涡轮机可以是与蒸汽物流、特别 是过热蒸汽物流流体连通的涡轮机，使用来自主发电涡轮机排出物流 的热使所述过热蒸汽物流过热。这种用来自传统发电系统的一个或更 多个组件改进的系统在本文中进行了描述，具体与图12和实施例2相 关。术语主发电涡轮机和次发电涡轮机的使用不应被解释为限制本发 明的范围，而且仅用于使描述清晰。

在本发明的另一方面，外部物流可在热交换器的高温端通过来自 冷却涡轮机排出物流的热传递来加热，因此高压再循环物流将以较低 温度离开热交换器并进入燃烧室。在这种情况中，可增加在燃烧室中 燃烧的燃料的量以保持涡轮机入口温度。所燃烧的额外燃料的热值等 于施加于热交换器上的额外的热负荷。

在一些实施方式中，本发明可特征在于提供从主要为CO₂的循环 流体的循环产生轴功率的加工设备。在另外的实施方式中，本发明提 供可满足某些条件的方法。在具体实施方式中，本发明的特征还在于 以下活动或者可用于进行这种活动的设备中的一个或更多个：

将CO₂循环流体压缩至超过CO₂临界压力的压力；

考虑到混合富含CO₂的超临界流体，直接在基本纯的O₂中燃烧固 态、液态或气态氢-碳(hydro-carbonaceous)燃料，以达到所需的动力涡 轮机入口温度–例如，大于约500℃(或如本文所述的其它温度)；

在涡轮机中使由燃烧产物和富含再循环CO₂的流体形成的超临界 物流膨胀，同时产生轴功率，具体而言，当流体被冷却至与环境温度 冷却方法的使用相一致的温度时，膨胀至高于约2MPa且低于CO₂液 相出现时的压力(例如，约7.3–7.4MPa)；

将涡轮机排气引入热交换器中，在所述热交换器中涡轮机排气被 冷却，且热被传递至富含再循环CO₂的超临界流体；

借助环境温度冷却方式冷却离开热交换器的含CO₂物流，并使包 含至少小浓度CO₂的水液相与包含至少小浓度水蒸气的气态CO₂相分 离；

以允许所需保留时间(例如，至多10秒)的方式进行水分离，其中 气态CO₂与液态水或弱酸相之间密切接触，以使得可发生涉及SO₂、 SO₃、H₂O、NO、NO₂、O₂和/或Hg的反应可，从而导致物流中存在多 于98％的硫转化为H₂SO₄，物流中存在的多于90％的氮氧化物转化为 HNO₃，和物流中大于80％的汞转化为可溶性汞化合物；

通过冷却至接近CO₂冰点的温度，分离不冷凝组分(诸如N₂、Ar 和O₂)与气态CO₂相，且气/液相的分离在气相中主要留下N₂、Ar和 O₂；

在空气压缩机中将已纯化的气态CO₂物流压缩至如下压力：在该 压力下通过环境温度冷却方式进行的冷却将产生高密度CO₂流体(例 如，密度为至少约200kg/m³，优选至少约300kg/m³，或更优选至少约 400kg/m³)；

用环境冷却方式冷却压缩CO₂以形成高密度CO₂超临界流体(例 如，密度为至少约200kg/m³，优选至少约300kg/m³，或更优选至少约 400kg/m³)；

在压缩机中将高密度CO₂流体压缩至高于CO₂临界压力的压力；

将高压CO₂物流分离成两个单独的物流——一个进入热交换器的 冷端，且第二个使用可用的外部加热源在低于约250℃的温度加热；

促进有效热传递(包括使用任选的外部热源)，以使得进入热交换器 热端的涡轮机排出物流的温度与离开同一热交换器的热端的再循环 CO₂循环流体的温度之间的差异小于约50℃(或者如本文所述的其它 温度阈值)；

将CO₂循环流体压缩至约8MPa至约50MPa的压力(或如本文所 述的其它压力范围)；

使O₂物流与再循环CO₂循环流体物流的至少一部分及含碳燃料物 流混合以形成低于燃料自然温度的单一流体物流(或如果使用粉末状 固体燃料，则形成浆料)，并且对其比例(proportions)进行调节以产生约 1,200℃至3,500℃的绝热火焰温度(或如本文所述的其它温度范围)；

将至少一部分再循环CO₂循环流体与燃烧产物混合以形成在约 500℃至1,600℃温度范围内的混合流体物流(或如本文所述的其它温度 范围)；

产生涡轮机排出物流，其具有约2MPa至约7.3MPa的压力(或如 本文所述的其它压力范围)；

使用来自低温O₂设备(特别是绝热模式的)和/或CO₂压缩机(特别 是绝热模式的)中的一个或更多个的操作的压缩热来外部加热高压 CO₂循环流体物流的一部分，所述热通过合适的热传递流体(包括CO₂流体本身)的循环传递热；

在热交换器中使用在燃烧器(burner)中燃烧的等价的附加燃料 (extrafuel)加热一个或更多个外部流体物流，其中所述外部流体物流中 一个或更多个可包括蒸汽，其可在热交换器中过热；

使用从外部来源提供的冷凝蒸汽供应的热以外部加热一部分再循 环CO₂循环流体物流；

在热交换器中冷却含CO₂物流(其离开该热交换器的冷端)以提供 用于加热外部提供的流体物流的热；

提供O₂进料流，其中O₂的摩尔浓度是至少约85％(或如本文所述 的其它浓度范围)；

操作燃烧室以使得离开燃烧室(即，燃烧产物物流)并进入涡轮机的 总气体物流中的O₂的浓度大于约0.1mol％；

进行发电过程以使得仅使用一个发电涡轮机；

进行发电过程以使得仅使用一个燃烧室将输入到该燃烧室中的含 碳燃料基本完全燃烧；

操作燃烧室以使得进入燃烧室中的O₂物流中的O₂的量低于进入 该燃烧室的燃料物流的化学计量燃烧所需的量，并因此使得在燃烧产 物物流中产生H₂和一氧化碳(CO)中的一种或两种；和

使用各自具有限定的出口压力的两个或多个涡轮机来进行以下过 程：其中H₂和CO中的一个或两个存在于离开第一涡轮机(以及随后的 涡轮机，如果适用，除了涡轮机系列中最末一个涡轮机)的排出物流中， 而且在第二和后续涡轮机的入口之前通过添加O₂物流使部分或全部 H₂和CO燃烧以升高第二或更多涡轮机中每个的操作温度升高到如下 较高的值：该值导致最末涡轮机的出口物流中的O₂过量，这种过量大 于约0.1mol％。

在另外的实施方式中，本发明还提供以下中的一个或更多个：

在热交换系统中借助冷却涡轮机排气物流加热CO₂循环流体，以 使得涡轮机排气物流被冷却至其水露点之下；

借助环境温度冷却介质冷却涡轮机排气物流，并冷凝水以及燃料 和燃烧产生的杂质，所述杂质包括H₂SO₄、HNO₃、HCl和其它杂质， 诸如Hg以及形成为溶液中的离子化合物的其它金属；

在第一压缩机中，将纯化的CO₂循环流体压缩至高于其临界压力 但低于10MPa；

将循环流体冷却至使其密度大于600kg/m³的点；

在压缩机中将高密度CO₂循环流体压缩至克服系统中的压降并将 循环CO₂流体进料到燃烧室中所需的压力；

除去基本包含由燃料物流中碳燃烧形成的所有CO₂的产物CO₂产 物物流，所述CO₂物流来自第一压缩机或第二压缩机的排放流；

在高于冷却涡轮机排气物流的水露点的温度水平，将额外量的热 供应至CO₂循环流体，或直接到热交换器或者通过加热包含部分CO₂循环流体的侧流，以使热交换器热端处的循环CO₂流体与涡轮机排气 之间的温差小于50℃；

使用包含具有不燃性残余物的含碳燃料的燃料，所述燃料在蒸发 冷却燃烧室中用O₂部分氧化以产生包含H₂、CO、CH₄、H₂S、NH₃和 不燃性残留物的物流，所述燃烧室被进料以部分循环CO₂流体以将部 分氧化的燃烧产物冷却至500℃至900℃的温度，其中灰分作为固体颗 粒存在，其可通过过滤系统从出口流体物流中完全除去；

在如下点处提供冷却涡轮机排气物流与加热循环CO₂流体物流之 间的温差，在所述点处侧流流量与介于10℃与50℃之间之间的单独加 热的循环CO₂流体物流再混合；

提供离开热交换器冷端的涡轮机排气物流的压力，以使得当所述 物流在水和杂质分离之前冷却时，无液态CO₂形成；

使用至少部分涡轮机排气物流使来自于常规锅炉系统和核反应堆 相关的蒸汽动力系统的多个蒸汽物流过热；

向循环CO₂物流提供作为取自外部蒸汽源(诸如发电设备)的一 个或更多个压力水平的蒸汽的低品位热；

使用离开热交换器系统冷端的膨胀排气物流为离开蒸汽发电系统 的蒸汽冷凝器的至少部分冷凝物提供热；

为来自开路循环气体涡轮机的热排气的循环CO₂物流提供额外的 低品位热；

将部分氧化的煤衍生气体加CO₂作为燃料通入第二燃烧室用于完 全燃烧；

以如下O₂/燃料比来操作单燃烧室：使得部分燃料被氧化成包含 CO₂、H₂O和SO₂的氧化产物，且剩余燃料被氧化成包含H₂、CO和 H₂S的组分；

操作两个涡轮机，其超越总的所需压力比，其中O₂被注入第一涡 轮机的排出流中以燃烧还原组分，从而在中间压力流膨胀通过第二涡 轮机之前将其再加热至更高温度。

除以上实施方式之外，本发明在以下方面是特别有用的：本文所 述的本发明的系统和丰富的要素和步骤能够以多种组合使用，这些组 合能够提供惊人的效率提高(例如，在低热值(LHV)基础上所测量的)， 而且能够有益地降低与已知的产能系统和方法(包括先前使用CO₂工作 流体的系统和方法)相关的资本成本，以及以每单元所发的电力显著降 低的成本提供发电。能够提供这种优势的按照本发明的系统和方法的 一些非限定性实例包括下述。

在一些实施方式中，可使用多个涡轮机。在其具体实例中，可使 用两个涡轮机，并且所述系统可适合两个涡轮机之间的烃或碳质燃料 的氧-燃料燃烧技术。这种多-涡轮机实施方式可用于增加介入式燃烧室 下游的涡轮机的入口温度。在包括三个或更多个涡轮机的多涡轮机实 施方式中，可包括两个或更多个介入式燃烧室。此外，在某些实施方 式中，多涡轮机系统中的涡轮机和燃烧室的数目可以是相等的，以使 得燃烧在每个涡轮机膨胀之前进行(例如，两个燃烧步骤，其各自跟随 涡轮机膨胀)。在下文中，结合两涡轮机示例性实施方式讨论了多涡轮 机实施方式的其它优势，应理解这种讨论能够延伸至包含能够串联或 并联运行以及仅包括介入式(interposed)燃烧以及各涡轮机膨胀之前燃 烧的三个、四个甚或更多个涡轮机的多涡轮机实施方式。在进一步的 实施方式中，可使用径流涡轮机阵列。

在一些实施方式中，二级涡轮机系统中的第二涡轮机可具有接近 大气压的排放压力。这种排出压力能够提供同样接近大气压的净CO₂产物。这种排出压力因此能够有益于使系统中再循环CO₂的固定流的 动力输出最大化。具体而言，这能够使总涡轮机系统的压力比最大化。

在一些实施方式中，第二涡轮机入口可通过离开第一涡轮机的总 流来界定。在其它实施方式中，第二涡轮机入口可至少部分通过第一 涡轮机排出物流的一部分来界定。作为示例性实施方式，第二涡轮机 中的流可含有得自一个或更多个燃烧室中使用的总燃料燃烧的净CO₂产物。

在一些实施方式中，第一涡轮机可以是高压涡轮机。这样，其可 用于允许高压涡轮机入口温度被固定在可能的最高值，以便使高压涡 轮机的动力输出最大化，同时使第二涡轮机的出口温度保持在常温。 例如，常温可通过同流换热器在其设计压力下的最大操作温度来确定， 并且这种压力可通过再循环CO₂燃烧室的压力以及第一涡轮机的入口 压力中的一个或两个来确定。

在一些实施方式中，再循环CO₂物流可被加热至高温并经过第一 涡轮机而不是首先经过燃烧室。然后，来自第一涡轮机的排气可以是 燃烧室的入口，该燃烧室形成作为第二燃烧室的入口的排气。具体而 言，第一涡轮机的入口温度可以具有等于来自第一涡轮机的再循环 CO₂物流的出口温度的下限。

在一些实施方式中，上述要求加热高压再循环CO₂物流的第二涡 轮机排出物流中的过量热可用于预热进入第一级和第二级燃烧室(或 者在两级涡轮机中插入单一燃烧室的实施方式中进入单燃烧室)的氧 和燃料气流。

在一些实施方式中，来自制氧厂的压力为1巴(0.1MPa)或更高的 氧气流可与CO₂混合，形成用于燃料燃烧的稀释氧化剂。具体而言， 这种氧化剂物流可依靠来自第一和第二涡轮机中的一个或两个的全部 或部分排气而被压缩和预热并被输送，以形成第一或第二级燃烧室中 所需的至少部分氧化物。

在一些实施方式中，在液体水分离之后的接近大气压的再循环 CO₂可被压缩至高于CO₂的固化压力并且在约6巴(0.6MPa)至约10巴 (1MPa)范围内的压力，并使CO₂液化，其之后能够被泵送至再循环 CO₂系统的高压。用于提供CO₂液化用制冷的物质例如可以是液化天 然气(LNG)。具体而言，LNG已经被泵至高压以输送到管道中，并且 在CO₂冷却的同时可从低温加热至近环境温度。任选地，第二涡轮机 能够在约6巴(0.6MPa)至约8巴(0.8MPa)的压力下排放，因此避免了 对CO₂循环压缩机的需求。

更进一步的实施方式被本发明包括，如关于各个附图所述的和/或 如在本文中提供的本发明的进一步描述中所公开的。

附图说明

因此，已经概括描述了本发明，现在将参考附图，其不必按比例 绘制，且其中：

图1是根据本公开的某些实施方式可以使用的蒸发冷却燃烧装置 的示意图；

图2可在本公开的某些实施方式中使用的燃烧室中的蒸发部件壁 的示例性截面示意图；

图3A和图3B示意图解了可在本公开的某些实施方式中使用的燃 烧装置的蒸发部件组件的热配合过程；

图4示意图解了可用于根据本公开的某些实施方式的燃烧产物污 染物去除装置；

图5是图解根据本公开的一个实施方式的动力循环的流程图；

图6是图解按照本公开的一个实施方式CO₂循环流体物流动经过 分离单元的流程图；

图7是图解按照本公开的一个实施方式使用增压单元中的两个或 多个压缩机或泵系列增压的流程图；

图8是图解按照本公开的一个实施方式的热交换单元的流程图， 其中串联采用三个单独的热交换器；

图9是图解按照本公开的一个实施方式在还原模式(reducingmode) 中使用串联操作的两个涡轮机的涡轮机单元的流程图；

图10是图解按照本公开的一个实施方式使用两个燃烧室来发电的 系统和方法的流程图；

图11是图解按照本公开的一个实施方式来发电的系统和方法的具 体实例的流程图；和

图12是图解按照本公开的一个实施方式并结合传统燃煤型锅炉来 发电的系统和方法的另一实例的流程图。

图13是图解按本公开的包括以两个燃烧室串联操作的两个涡轮机 的发电系统和方法的进一步的示例性实施方式的流程图。

具体实施方式

参考各个实施方式在下文中更详细地描述本发明。提供这些实施 方式，以使得本公开将是详尽和完全的，而且向本领域技术人员完全 表达了本发明的范围。的确，本发明可以很多不同的方式来实施，而 且不应被解释为局限于本文所述的实施方式；相反，提供这些实施方 式，以使本公开将满足适用性法律要求。如在本说明书以及所附权利 要求书中所用的，单数形式“一个(a、an、the)”包括复数指代，除非另 外明确指示。

本发明提供通过使用高效燃料燃烧室(诸如蒸发冷却燃烧室)和相 关的循环流体(诸如CO₂循环流体)发电的系统和方法。在燃烧室中提供 循环流体以及合适的燃料、任何必要的氧化剂和任何可用于高效燃烧 的相关物质。在具体实施方式中，该方法可使用在非常高温度(例如， 约1,600℃至约3,300℃的范围内，或者如本文公开的其它温度范围)下 操作的燃烧室进行，而且循环流体的存在可起着适度调整(moderate)离 开燃烧室的流体物流的温度的作用，以使该流体物流可在能量传递中 使用从而发电。具体地，燃烧产物物流可膨胀穿过至少一个涡轮机而 发电。膨胀的气体物流可被冷却以从所述物流中除去各种组分，诸如 水，而从该膨胀的气体物流回收的热可用于加热CO₂循环流体。然后， 纯化的循环流体物流可被增压并加热用于经燃烧室再循环。如果期望， 来自燃烧产物物流的部分CO₂(即，源自通过含碳燃料在氧存在下燃烧 而形成的CO₂)可被除去以隔离或其它处理，诸如转移至CO₂管道。该 系统和方法可使用特定工艺参数和组分以最大化该系统和方法的效 率，特别是同时避免向大气中释放CO₂。如本文具体描述的，循环流 体通过使用CO₂作为循环流体来示例。尽管使用CO₂循环流体是根据 本发明的优势实施方式，但是该公开不应被解释为必然限定可被用在 本发明中的循环流体的范围，除非另外说明。

在某些实施方式中，根据本发明的发电系统可使用主要为CO₂的 循环流体。在其它方面，即将输入燃烧室中的循环流体的化学性质使 得该循环流体主要包括CO₂。在这种意义上，词语“主要地”可指该流 体包括至少约90％摩尔浓度、至少约91％摩尔浓度、至少约92％摩尔 浓度、至少约93％摩尔浓度、至少约94％摩尔浓度、至少约95％摩尔 浓度、至少约96％摩尔浓度、至少约97％摩尔浓度、至少约98％摩尔 浓度或至少约99％摩尔浓度的CO₂。即将输入燃烧室中的循环流体优 选基本仅包含CO₂。在这种意义上，词组“基本仅”可指至少约99.1％摩 尔浓度、至少约99.25％摩尔浓度、至少约99.5％摩尔浓度、至少约 99.75％摩尔浓度、至少约99.8％摩尔浓度或至少约99.9％摩尔浓度的 CO₂。在燃烧室中，CO₂可与一种或更多种其它组分混合，该组分可源 自燃料、任何氧化剂和来自燃料燃烧的任何衍生物。因此，离开燃烧 室的循环流体，其在本文中可被描述为燃烧产物，可含CO₂连同较少 量的其它物质，诸如H₂O、O₂、N₂、Ar、SO₂、SO₃、NO、NO₂、HCl、 Hg，以及可源自燃烧过程(例如，颗粒，诸如灰分或液化灰分)的痕量 的其它组分，包括其它可燃物。如在下面更详细描述的，可控制燃烧 过程，以使得流体物流的性质可以是还原的或氧化的，其可提供具体 所述的益处。

本发明的系统和方法可引入一个或更多个用于燃烧合适燃料的燃 烧室，如本文所述。优选地，根据本发明使用的至少一个燃烧室是能 够在相对高的温度提供燃料的基本完全燃烧的高效燃烧室。高温燃烧 对提供燃料的基本完全燃烧并因此最大化效率特别有用。在各种实施 方式中，高温燃烧可指在至少约1,200℃、至少约1,300℃、至少约 1,400℃、至少约1,500℃、至少约1,600℃、至少约1,750℃、至少约 2,000℃、至少约2,500℃或至少约3,000℃的温度的燃烧。在另外的实 施方式中，高温燃烧可指在约1,200℃至约5,000℃、约1,500℃至约 4,000℃、约1,600℃至约3,500℃、约1,700℃至约3,200℃、约1,800℃ 至约3,100℃、约1,900℃至约3,000℃或约2,000℃至约3,000℃的温度 的燃烧。

按照本发明可使用各种燃烧室。在一些实施方式中，可使用多个 燃烧室，并且可以结合多个膨胀涡轮机串联或并联运行。使用一个燃 烧室或多个燃烧室的多涡轮机实施方式的优势在本文中结合这种系统 和方法的示例性实施方式进一步讨论。由于灵活性，根据本发明可使 用的燃烧室包括被修改成按照本发明所涵盖的若干实施方式在变化的 温度和压力条件下运行的任意燃烧室。根据本公开有用的燃烧室可包 括适于在本文所述的温度和压力下燃烧的任意燃烧室，包括高温燃烧。 作为非限定性实例，有用的燃烧室可以是任何燃烧室，其包含适于用 冷却介质(例如，在本公开的一些实施方式中的再循环CO₂物流)冷却的 衬垫。示例性冷却手段可包括使冷却介质经过槽、孔、背侧水冷以及 切断条带(tripstrips)之一或多者。

在某些实施方式中，可使用蒸发冷却燃烧室。可用于本发明的蒸 发冷却燃烧室的一个实例描述在2010年2月26日提交的美国专利申 请号12/714,074中，其公开内容通过参考以其整体并入本文。在一些 实施方式中，根据本发明有用的蒸发冷却燃烧室可包括一个或更多个 热交换区、一个或更多个冷却流体和一个或更多个蒸发流体 (transpirationfluids)。蒸发冷却可用于预防燃烧室中的腐蚀、积垢和侵 蚀，并且当这种燃烧条件存在时可以是特别需要的。

在一个具体方面，根据本发明有用的蒸发冷却燃烧室可包括至少 部分由蒸发部件界定的燃烧室，其中所述蒸发部件至少部分被压力安 全壳(pressurecontainmentmember)包围。燃烧室可具有入口部分和相对 的出口部分。燃烧室的入口部分可被配置成接收在燃烧温度在该燃烧 室内燃烧以形成燃烧产物的含碳燃料。燃烧室可进一步被配置成将燃 烧产物引向出口部分。蒸发部件可被配置成将在其中经过的蒸发物质 引向燃烧室，以实现燃烧产物与蒸发部件之间的缓冲相互作用。另外， 蒸发物质可被引入燃烧室，以达到所需燃烧产物出口温度。在特定实 施方式中，蒸发物质可至少部分包括循环流体。

燃烧室的壁可排有一层多孔材料，蒸发物质诸如CO₂和/或H₂O被 引导经过该层多孔材料并流动。

在仍进一步的方面，内蒸发部件2332可从蒸发部件230的入口部 分222A延伸至出口部分222B。在一些情况中，穿孔/多孔结构的内蒸 发部件2332可从入口部分222A基本完全延伸至(轴向)出口部分222B， 以使得蒸发流体210基本被引入燃烧室222的全部长度。即，基本全部 的内蒸发部件2332可用穿孔/多孔结构配置，以使得基本全长的燃烧室 222被蒸发冷却。更具体而言，在一些方面中，累积的穿孔/多孔区可基 本等于内蒸发部件2332的表面积。仍在其它方面，穿孔/孔可以适当的 密度间隔开，以便实现来自内蒸发部件2332的蒸发物质基本均匀分布 到燃烧室222中(即，无“死角”，在该死角中缺乏蒸发物质210的流动 或其不存在)。在一个实例中，一平方英尺的内蒸发部件2332可包括级 数为每平方英寸250×250的穿孔/孔阵列，从而提供约62,500个孔/in²， 这些穿孔/孔间隔约0.004英寸(约0.1mm)。孔面积与总壁面积之比(％ 孔隙率)例如可以是约50％。孔阵列可在大范围内变化，以适应其它系 统设计参数，诸如经过该蒸发部件的期望压降对流速。在一些实例中， 可使用每英寸约10×10至约10,000×10,000的阵列大小，且孔隙率为约 10％至约80％。

蒸发物质经过该多孔蒸发层以及任选经过其它设置(provisions)的 流动可被配置，以使得达到来自燃烧室的所需总出口流体温度。在一 些实施方式中，如本文进一步所述的，这种温度可在约500℃至约 2,000℃的范围内。这种流动还可用于将蒸发部件冷却至低于形成蒸发 部件的材料的最大允许操作温度的温度。蒸发物质还可用于防止任何 液体或固体灰分物质或者燃料中可能会腐蚀、积垢或另外损害壁的其 它污染物的影响。在此种情况中，可能期望使用具有合理导热系数的 蒸发部件用材料，以便附带的辐射热可经过多孔蒸发部件向外径向传 导，然后被来自多孔层结构表面的对流热传递截获至经过蒸发层径向 向内经过的流体。这种配置可使引导经过蒸发部件的随后部分流被加 热至期望范围内的温度，诸如约500℃至约1,000℃，同时将多孔蒸发 部件的温度基本维持在为此所用材料的设计范围内。用于多孔蒸发部 件的材料可包括，例如，多孔陶瓷、耐火金属纤、钻孔圆柱型材 (hole-drilledcylindricalsections)和/或烧结金属层或烧结金属粉末。蒸发 部件的第二功能可以是确保蒸发流体的基本均匀的径向向内流动，以 及纵向沿着燃烧室，以在蒸发流体物流与燃烧产物之间实现优良的混 合，同时促进沿着燃烧室长度的均匀轴向流动。蒸发部件的第三种功 能可以是实现稀释流体的径向向内的速度，以便提供缓冲液，以便阻 止灰分的固体和/或液体颗粒或燃烧产物内的其它污染物影响蒸发层的 表面并引起堵塞或其它损害，或其它方面。这种因素可能是很重要的， 例如，当燃烧燃料诸如煤具有残留的惰性不燃性残留物时。围绕蒸发 部件的燃烧室压力容器的内壁还可被绝缘，以隔离燃烧室内的高温蒸 发流体物流。

根据本发明能够应用的燃烧室装置的一个实例在图1中示意性图 解，燃烧装置通常由数字220表示。在该实例中，燃烧装置220可被 配置成燃烧颗粒固体诸如煤以形成燃烧产物，尽管如本文公开的任意 其它合适的易燃含碳物质也可被用作燃料。燃烧室222可由蒸发部件 230界定，其被配置成将其中经过的蒸发流体引向燃烧室222(即， 以促进蒸发冷却和/或缓冲燃烧产物与蒸发部件230之间的相互作用) 中。本领域技术人员应理解，蒸发部件230可以是基本圆柱形的，以 便界定基本圆柱形的燃烧室222，其具有入口部分222A和相对的出口 部分222B。蒸发部件230可至少部分被压力安全壳部件2338环绕。 燃烧室222的入口部分222A可被配置为从通常以数字250表示的混合 设备接收燃料混合物。在其它实施方式中，这样的混合设备可以是不 存在的，而且输入燃烧室中的一种或更多种物质可经由独立入口分别 添加。根据具体实施方式，燃料混合物可在特定燃烧温度在燃烧室222 中燃烧，以形成燃烧产物，其中燃烧室222进一步被配置成朝向出口 部分222B引导燃烧产物。排热设备2350(例如，见图2)可与压力安全 壳部件2338相连，并被配置成控制其温度。在具体情况中，排热设备 2350可包括至少部分由与压力安全壳部件2338相对的壁2336界定的 热传递夹套，其中液体可在其间界定的水循环夹套2337中被循环。在 一个实施方式中，被循环的液体可以是水。

在一个具体方面，多孔内蒸发部件2332因此被配置成将蒸发流 体引入燃烧室222中，以使蒸发物质210以相对于内蒸发部件2332 内表面基本为直角(90°)进入燃烧室222。相对于内蒸发部件2332基 本以直角引入蒸发物质210可促进或另外增强远离内蒸发部件2332 的内表面引导渣液或固体小滴或其它污染物或热燃烧立体漩涡的效 果，以及其它优势。缺乏渣液或固体小滴之间的接触可阻止所述小滴 聚结成大滴或块，现有技术中已知这在小滴或颗粒与实体壁接触时发 生。相对于内蒸发部件2332基本以直角引入蒸发物质210可促进或 另外增强阻止具有足够速度的燃烧产物漩涡垂直于且邻近内蒸发部 件形成(这可影响并损害内蒸发部件)的作用。在这些情况中，外蒸发 部件2331、压力安全壳部件2338、热传递夹套2336和/或绝热层2339 可被单独或组合配置，以针对蒸发物质/流体210输送并经过内蒸发部 件2332以及进入燃烧室222提供“歧管”作用(即，提供基本均匀分布 的供应)。即，可实现蒸发物质210基本均匀地供应(就流速、压力或 任意其它合适且适当的量度)到燃烧室222中，通过配置外蒸发部件 2331、压力安全壳部件2338、热传递夹套2336和/或绝热层2339，以 使蒸发物质210均匀供应至内蒸发部件2332，或者蒸发物质210围绕 内蒸发部件2332的外表面供应，可具体定制和配置，以使得在燃烧 室222内实现基本均匀的蒸发物质210分布。这种基本均匀的分布可 阻止热燃烧流体漩涡形成，其另外由不均匀蒸发流与燃烧流体物流的 相互作用形成，而且所述漩涡可影响并损害内蒸发部件。

混合设备250(当存在时)可被配置成混合碳质燃料254以及富集氧 242和循环流体236，以形成燃料混合物200。碳质燃料254可以固体 碳质燃料、液体碳质燃料和/或气体碳质燃料的形式提供。富集氧242 可以是摩尔浓度大于85％的氧。富集氧242例如可通过本领域已知的 任何空气分离系统/技术来供应，诸如，例如，可实施低温空气分离法 或高温离子输送膜氧分离法(自空气)。循环流体236可以是如本文所述 的二氧化碳。在碳质燃料254是颗粒固体的情况中，诸如粉末状煤 254A，混合设备250可被进一步配置成混合颗粒固体碳质燃料254A 与流化物质255。根据一个方面，颗粒固体碳质燃料254A可具有约50 微米与约200微米之间的平均粒度。根据又一个方面，流化物质255 可包含水和/或液体CO₂，其密度在约450kg/m³至约1100kg/m³之间。 更具体而言，流化物质255可结合颗粒固体碳质燃料254A形成浆料 250A，其具有例如约25wt％至约55wt％的颗粒固体碳质燃料254A。 尽管氧242在图1中显示为引入燃烧室222之前与燃料254和循环流 体236混合，在一些情况中，氧242可在必要时或根据需要单独引入 燃烧室222中。

混合设备250，在一些方面，例如可包括围绕与圆柱形燃烧室222 的入口部分222A相连的蒸发部件230的侧壁223排列的、间隔开的注 射喷嘴阵列(未显示)。以这种方式将燃料/燃料混合物注射到燃烧室222 中可提供例如较大的注射燃料混合物入口流的表面积，其进而又可以 通过辐射促进向注射燃料混合物入口流的迅速热传递。注射燃料混合 物的温度因此可被迅速增加至燃料的着火温度并因此可导致紧凑燃烧 (compactcombustion)。燃料混合物的注射速度例如可在约10m/sec至 约40m/sec之间的范围内，尽管这些值可能取决于很多因素，诸如具 体注射喷嘴的构造。这样的注射布置可采用很多不同的形式。例如， 该注射布置可包括例如直径在约0.5mm至约3mm之间范围内的孔阵 列，其中所注射的燃料将以约10m/s至约40m/s之间的速度被注射经 过其中。

如在图2中更详细所示，燃烧室222可由蒸发部件230界定，该 蒸发部件可至少部分被压力安全壳部件2338环绕。在一些情况中，压 力安全壳部件2338可进一步至少部分被热传递夹套2336环绕，其中热 传递夹套2336可结合压力安全壳部件2338，从而界定一个或更多个位 于其间的通道2337，低压水流可经过该通道循环。通过蒸发机制，循环 水因此可被用于控制和/或维持压力安全壳部件2338的选定温度在例如 约100℃至约250℃的范围内。在一些方面，绝热层2339可布置在蒸发 部件230与压力安全壳部件2338之间。

在一些情况中，蒸发部件230可包括例如外蒸发部件2331和内 蒸发部件2332，从压力安全壳部件2338看，内蒸发部件2332布置在 外蒸发部件2331的对面并界定燃烧室222。外蒸发部件2331可由任 何合适的耐高温材料组成，诸如例如，钢和钢合金，包括不锈钢和镍 合金。在一些情况中，外蒸发部件2331可被配置成界定第一蒸发流体 供应通道2333A，其从邻近绝缘层2339的其表面延伸至其邻近内蒸 发部件2332的表面。第一蒸发流体供应通道2333A在一些情况中可 对应由压力安全壳部件2338、热传递夹套2336和/或绝热层2339界 定的第二蒸发流体供应通道2333B。第一和第二蒸发流体供应通道 2333A、2333B因此可配置成联合将其中经过的蒸发流体引导至内蒸 发部件2332。在一些情况中，例如如图1所示，蒸发流体210可包括 循环流体236，并且可以从与其相连的相同来源获得。第一和第二蒸 发流体供应通道2333A、2333B必要时可以是绝缘的，用于以足够的 供应且在足够的压力下递送蒸发流体210(即，CO₂)，以使蒸发流体 210被引导经过经内蒸发部件2332并进入燃烧室222。如本文所公开的， 涉及蒸发部件230和相关的蒸发流体210的这种措施可允许燃烧装置 220在本文另外公开的相对高的压力下和相对高的温度操作。

在这点上，内蒸发部件2332可由例如下述组成：多孔陶瓷材料、 穿孔材料、层压材料、由在两维随机定向且在第三维有序的纤维组成 的多孔垫，或者展示如在本文公开的所需特性(即，用于接收并引导蒸 发流体经过内蒸发部件2332的多流动通道或孔或其它合适的开口 2335)的任何其它合适的材料或其组合。多孔陶瓷和适合这种蒸发-冷 却系统的其它材料的非限定性实例包括氧化铝、氧化锆、相变增韧锆 锆(transformation-toughenedzirconium)、铜、钼、钨、钨渗铜 (copper-infiltratedtungsten)、涂钨钼(tungsten-coatedmolybdenum)、涂钨 铜(tungsten-coatedcopper)、各种高温镍合金和覆盖或涂覆铼的材料。合 适的材料来源包括例如CoorsTek,Inc.(Golden,CO)(锆)；UltraMet AdvancedMaterialsSolutions(Pacoima,CA)(耐火金属涂层)；Orsam Sylvania(Danvers,MA)(钨/铜)；和MarkeTechInternational,Inc.(Port Townsend,WA)(钨)。适合这种蒸发-冷却系统的穿孔材料的实例包括 所有上述材料和供应商(其中穿孔的末端结构可通过例如使用制造领 域已知的方法穿孔最初无孔的材料而获得)。合适的层压材料的实例 包括所有上述材料和供应商(其中层压末端结构可通过例如使用制造领 域已知的方法以获得所需的末端孔隙率这样的方式层压无孔或部分多孔 结构而获得)。

图3A和3B图解了在燃烧装置220的一个方面，界定燃烧室222 的结构可通过蒸发部件230与周围的结构诸如压力安全壳部件2338 或布置在蒸发部件230与压力安全壳部件2338之间的绝热层2339 之间的“热”干涉配合形成。例如，当相对“冷”时，蒸发部件230相对 于周围的压力安全壳部件2338可在径向和/或轴向制成较小尺寸。同 样，当插入压力安全壳部件2338中时，在它们之间可存在径向和/或轴 向间隙(见，例如图3A)。当然，这种尺寸差异可便于蒸发部件230插 入压力安全壳部件2338中。然而，当向着例如操作温度加热时，蒸发 部件230可被配置成径向和/或轴向膨胀，以减小或消除所述的间隙 (见，例如图3B)。为这样做，在蒸发部件230与压力安全壳部件2338 之间可形成干涉轴向和/或径向配合。在涉及具有外蒸发部件2331和内 蒸发部件2332的蒸发部件230情况中，这样的干涉配合可使内蒸发部 件2332处于压缩下。合适的耐高温脆性材料诸如多孔陶瓷可用于内蒸 发部件2332。

在内蒸发部件2332如此配置的情况下，蒸发物质210可包括例如 引导经过内蒸发部件2332的二氧化碳(即，来自与循环流体236相同 的来源)，以使得蒸发物质210紧邻燃烧室222内的内蒸发部件2332 形成缓冲层231(即，“蒸汽壁”)，其中缓冲层231可被配置成缓冲内蒸 发部件2332与液化不燃性元素和与燃烧产物相关的热之间的相互作 用。即，在一些情况中，蒸发流体210可输送经过内蒸发部件2332，例 如至少在燃烧室222内的压力下，其中蒸发流体210(即，CO₂物流)进 入燃烧室222的流速对蒸发流体210而言足以与燃烧产物混合并使其冷 却，从而在相对于随后的下游过程的入口要求(即，涡轮机可能需要例 如约1,225℃的入口温度)而言足够的温度形成出口流体混合物、但是其 中出口流体混合物保持足够高以维持燃料中的渣滴或其它污染物处于 流体或液态。燃料的不燃性元素的液态可便于例如从燃烧产物中分离这 些液态形式、优选自由流动低粘度形式的污染物，其阻塞或另外损害实 施此分离的任何排出系统的可能性较小。实践中，这类要求可取决于各 种因素，诸如所用的固体碳质燃料的类型(即，煤)以及在燃烧过程中形 成的渣的具体特征。即，燃烧室222内的燃烧温度可使得碳质燃料中 的任何不燃性元素在该燃烧产物内被液化。

在具体方面，多孔内蒸发部件2332因此被配置成以径向向内的 方式引导蒸发流体并进入燃烧室222中，以便围绕界定燃烧室222的 内蒸发部件2332的表面形成流体屏障壁或缓冲层231(见，例如图2)。 内蒸发部件2332的表面也被燃烧产物加热。同样，多孔内蒸发部件 2332可被配置成具有合适的导热系数，以使经过内蒸发部件2332的蒸 发流体210被加热，同时该多孔内蒸发部件2332同时被冷却，导致在 最高燃烧温度区中界定燃烧室222的内蒸发部件2332表面的温度为例 如约1,000℃。由蒸发流体210协同内蒸发部件2332形成的流体屏障 壁或缓冲层231因此缓冲内蒸发部件2332与高温燃烧产物和渣或其它 污染物颗粒之间的相互作用，而且同样地，缓冲内蒸发部件2332可避 免接触、结垢或其它损害。此外，蒸发流体210可经由内蒸发部件2332 以下述的方式引入燃烧室222中，该方式使得将蒸发流体210和燃烧 室222的出口部分222B周围的燃烧产物的出口混合物调整处于所述的 温度(例如，约500℃至约2,000℃)。

在具体实施方式中，燃烧装置220因此可被配置为高效、蒸发-冷 却燃烧装置，其能够在如本文所述的相对高的操作温度提供燃料254 的相对完全燃烧。此种燃烧装置220在一些情况中可实施一种或更多 种冷却流体和/或一种或更多种蒸发流体210。与燃烧装置220相关， 还可实施其它组分。例如，空气分离单元可设置用于分离N₂和O₂，而 燃料注射器装置可设置用于接收来自空气分离单元的O₂并将O₂与CO₂循环流体和燃料物流结合，所述燃料物流包括气体、液体、超临界流体 或在高密度CO₂流体中浆化的固体颗粒燃料。

在另一方面，蒸发-冷却的燃烧装置220可包括燃料注射器，其用 将增压流体物流注入燃烧装置220的燃烧室222中，其中燃料物流可 包括已处理的碳质燃料254、流化介质255(其可包括循环流体236，如 本文所讨论的)和氧242。氧(富集)242和CO₂循环流体236结合作为均 匀的超临界混合物。所存在的氧的量可足以使燃料燃烧并产生具有所需 组成的燃烧产物。燃烧装置220还可包括燃烧室222，其被配置为高压 高温燃烧体积，用于接收经界定燃烧室222的多孔蒸发部件230的壁 进入该燃烧体积的蒸汽物流以及蒸发流体210。蒸发流体210的进料速 度可用于控制燃烧装置出口部分/涡轮机入口部分温度达到期望值和 /或用于将蒸发部件230冷却至与形成蒸发部件230的材料相容的温 度。引导经过蒸发部件230的蒸发流体210在界定燃烧室222的蒸发 部件230表面处提供流体/缓冲层，其中所述流体/缓冲层可阻止由某 些燃料燃烧产生的灰分或液态渣的颗粒与蒸发部件230的暴露壁相 互作用。

燃烧室222还可进一步配置，以使得燃料物流(和循环流体236) 可在大于发生燃烧的压力的压力下被注射或另外引入燃烧室222中。 燃烧装置220可包括至少部分围绕界定燃烧室230的蒸发部件230的 压力安全壳部件2338，其中绝缘部件2339可布置在压力安全壳部件 2338于蒸发部件230之间。在一些情况中，界定水循环夹套2337的 排热设备2350诸如带夹套的水冷却系统可与压力安全壳部件2338 (即，在压力安全壳部件2338的外部，形成燃烧装置220的“壳”)啮合。 与燃烧装置220的蒸发部件230相连实施的蒸发流体210可以是例如混 合有少量H₂O和/或惰性气体诸如N₂或氩的CO₂。蒸发部件230可包括 例如多孔金属、陶瓷、复合材料基体、分层歧管、任何其它合适的结 构或其组合。在一些方面，燃烧室222内的燃烧能产生高压、高温燃 烧产物物流，其随后可被导向至发电装置，诸如涡轮机，在那里进行 膨胀，如本文更充分所述的。

通过实施如本文公开的燃烧装置所执行的相对高的压力，可起着 将由此产生的能量以最小的体积浓缩至相对高强度的作用，这本质上 导致相对高的能量密度。该相对高的能量密度使该能量的下游处理相 比在较低压力下的处理以更有效的方式进行，并因此提供了技术用可 行性因素。本公开的方面因此可提供数量级大于现有发电厂的能量密 度(即，10-100倍)。较高的能量密度增加工艺效率，而且通过减小设备 的尺寸和质量因此减少设备的成本，可降低实施从热能向电的能量转 换所需的设备成本。

如本文另外讨论的，本发明方法和系统中所用的燃烧装置可用于 多种不同含碳燃料源的燃烧。在具体实施方式中，含碳燃料可被基本 完全燃烧，以使得在燃烧产物物流中不含液体或固体不燃性物质。然 而，在一些实施方式中，能在本发明中使用的固体含碳燃料(例如，煤) 可导致存在不燃性物质。在具体实施方式中，燃烧装置可包括能够实 现下述燃烧温度，该燃烧温度使得固体含碳燃料中的不燃性元素在燃 烧过程中被液化。在这些情况中，可应用用于去除该液化不燃性元素 的设置。去除可使用例如旋风分离器、冲击式分离器或以环形构造设 置的分级耐火粒料过滤器床或其组合来完成。在特定实施方式中，通 过系列旋风分离器，诸如例如如图4所示的分离装置2340，液滴可从 高温循环流体物流中除去。一般而言，通过本公开实施的这种旋风分 离器的方面可包括多个串联排列的离心分离设备100，包括入口离心分 离设备100A，其被配置成接收燃烧产物/出口流体物流以及与其相关的 液化不燃性元素，以及出口离心分离设备100B，其被配置成排出燃烧 产物/出口流体物流，液化不燃性元素基本从中被去除。每个离心分离 设备100包括多个围绕中心收集管2平行地可操作排列的离心分离元 件或旋风分离器1，其中每个离心分离元件或旋风分离器1被配置成从 燃烧产物/出口流体物流去除至少一部分液化不燃性元素，并将已去除 的液化不燃性元素部分引导至集污槽20。此种分离装置2340可被配置 成在升高的压力下操作，而且同样，还包括被配置成容纳离心分离设 备和集污槽的承压外壳125。根据这些方面，承压外壳125可以是环绕 燃烧装置220的压力安全壳部件2338的延伸，或者承压外壳125可以 是能够啮合与燃烧装置220相连的压力安全壳部件2338的单独部件。 在任一种情况中，由于分离装置2340经由出口流体物流所经历的升高 的温度，承压外壳125还可包括热分散系统，诸如其中具有循环液体 的热传递夹套(未显示)，其与承压外壳可操作啮合，用于从中除去热。 在一些方面，热回收设备(未显示)可与热传递夹套可操作地啮合，其中 热回收设备可被配置成接收在热传递夹套中循环的液体以及从该液体 中回收热能。

在特定实施方式中，示于图4中的(渣去除)分离装置2340可被配 置成在燃烧装置的出口部分222B周围与燃烧装置220连续布置，用于 从中接收出口流体物流/燃烧产物。来自燃烧装置220的蒸发冷却的出 口流体物流，其中含有液态渣(不燃性元素)小滴，可经由圆锥形减径管 10被引导进入入口离心分离设备100A的中心收集设置2A。在一个方 面，分离装置2340可包括三个离心分离设备100A、100B、100C(尽管 本领域技术人员将理解，这种分离装置必要时或根据需求可包括一个、 两个、三个或更多个离心分离设备)。在这种情况中，三个串联可操作 排列的离心分离设备100A、100B、100C提供了3阶段旋流分离单元。 每个离心分离设备包括例如多个围绕相应的中心收集管2的圆周布置 的离心分离元件(旋风分离器1)。入口离心分离设备100A的中心收集 设置2A和中心收集管2以及中间离心分离设备100C各自在其出口端 被密封。在这些情况中，出口流体物流被引向对应于各离心分离设备 100的每个离心分离元件(旋风分离器1)的分支通道11。该分支通道11 被配置成与各旋风分离器1的入口端啮合，以因此形成切向入口(这例 如可使进入旋风分离器1的出口流体物流以螺旋流与旋风分离器1的壁 相互作用)。来自每个旋风分离器1的出口通道3然后按指定路线进入 各离心分离设备100的中心收集管2的入口部分中。在出口离心分离设 备100B处，出口流体物流(不燃性元素基本从中分离)从出口离心分离 设备100B的中心收集管导出并经过收集管12和出口喷嘴5，以使得“干 净的”出口流体物流然后可被引导至随后的工艺，诸如与相变装置相关 的装置。示例性的三阶段旋流分离设置因此允许渣的去除达到在出口流 体物流中按质量计低于5ppm。

在分离装置2340的每个阶段，所分离的液态渣从每个旋风分离器 1经由向集污槽20延伸的出口管4导出。所分离的液态渣然后被引导 进入从集污槽20和承压外壳125延伸的出口喷嘴或管14中，以从中去 除和/或回收组分。在实施渣的去除时，液态渣可被引导经过水冷却部 分6或另外经过具有高压、冷水管接头的部分，其中与水的相互作用使 得该液态渣固化和/或成粒。然后固化渣和水的混合物可在容器(收集设 置)7分离成渣/水流体混合物，该混合物特别是在减压后可经过合适的 阀9被去除，同时任何残留气体可经由分离管线8被去除。在一些实施 方式中，具有顺序操作的相关系统的一对容器可使系统连续操作。

因为分离装置2340可协同相对高温的燃烧产物物流(即，温度足以 维持不燃性元素处于具有相对低粘度的液体形式)来操作，因此在一些 情况中，可能期望，暴露于燃烧产物/出口流体物流和与其相关的液化 不燃性元素之一的分离装置2340的表面应当由被配置成具有耐高温、 高耐腐蚀性和低导热系数中至少之一的材料构成。这种材料的实例可 包括氧化锆和氧化铝，尽管这些实例并非意图以任何方式进行限定。 同样，在某些方面，分离装置2340可被配置成从燃烧产物/出口流体物 流基本除去液化不燃性元素，并将不燃性元素保持在低粘度的液体形 式，至少直到其从集污槽20中去除。当然，在其中使用非固体流体且 燃烧产物物流中不含不燃性材料的实施方式中，加入渣分离器可能是 不必要的。

在一些实施方式中，分离装置2340可用于从产生不燃性固体残留 物诸如煤的任何燃料的燃烧中分离颗粒状固体灰渣。例如，煤可被研 磨成所需尺寸(例如，该尺寸使得小于1wt％的颗粒为粉末状煤包括尺 寸大于100μm的颗粒)并与液体CO₂成浆。在具体实施方式中，液体 CO₂可处于约-40℃至约-18℃的温度。该浆料可包含按重量计约40％至 约60％的煤。然后该浆料可被增压值所需的燃烧压力。参考图1，再 循环物流236可针对进入燃烧室220中的方式进行分割。第一部分(流 236a)可经混合设备250被输入燃烧室220中，而第二部分(流236b)通 过经过蒸发冷却层230可被输入燃烧室220。如上所述，能够以下述 O₂与燃料比操作燃烧室220，该比值导致形成还原性气体混合物(例如， 包含H₂、CH₄、CO、H₂S和/或NH₃)。经蒸发冷却层230进入燃烧室 的部分流236可用于冷却燃烧气体和CO₂循环流体的混合物至基本低 于灰分固化温度的温度(例如，在约500℃至约900℃的范围内)。可使 来自分离装置2340的总气流5经过过滤单元，其将残留固体灰颗粒水 平降低至非常低的值(例如，低于经过滤器的气体的约2mg/m³)。该干 净的气体然后再第二燃烧室中燃烧，在第二燃烧室其能被另外部分的 再循环流体物流236稀释。在这些实施方式中，必要时，再循环流体 物流236可在这两个燃烧室之间分摊。

任何含碳物质可用作根据本发明的燃料。具体而言，因为在本发 明方法和系统中所用的燃氧燃烧装置所保持的高压和高温，因此有用 的燃料包括但不限于各种等级和类型的下述物质：煤、木、油、燃油、 天然气、煤基燃料气、焦油砂的焦油、沥青、生物质、藻类、分级可燃 固体废物再使用、沥青、二手轮胎、柴油、汽油、喷气燃料(JP-5、JP-4)、 来源于氢-碳质材料的气化或热解的气体、乙醇、固体和液体生物燃料。 这可被认为是与现有技术系统和方法重要的不同。例如，已知的用于燃 烧固体燃料诸如煤的现有技术系统需要与燃烧非固体燃料诸如天然 气的系统相比非常不同的设计。

燃料可被适当地处理，以使得能在足够的速度和在高于燃烧室内 的压力的压力下注入燃烧装置中。这类燃料可处于液体、浆体、凝胶 或糊的形式，且在环境温度或升高的温度具有适当的流动性和粘度。 例如，燃料可在约30℃至约500℃、约40℃至约450℃、约50℃至约 425℃或约75℃至约400℃的温度提供。任何固体燃料物质可被适当 地研磨或切碎或另外处理以减小粒度。必要时可添加流化或浆化介质， 以获得合适的形式以及满足高压泵送的流动要求。当然，流化介质可 能不是必需的，这取决于燃料的形式(即，液体或气体)。同样，在一 些实施方式中，被循环的循环流体可用作流化介质。

根据本发明可用于燃烧室中的适合的蒸发流体可包括能够以足够 的量和压力经过内衬流动而形成蒸汽壁的任何流体。在本实施方式中， CO₂可以是理想的蒸发流体，因为所形成的蒸汽壁具有优良的绝热性能 以及吸收可见光和紫外线的性质。CO₂可被用作超临界流体。蒸发流体 的其它实例包括H₂O、从下游再循环的冷却燃烧产物气体、氧、氢、 天然气、甲烷和其它轻质烃。在燃烧室启动过程中燃料可特别用作蒸 发流体，以便在注入主要燃料源之前在燃烧室获得适当的操作温度和 压力。在主燃料源之间切换的过程中燃料还可用作蒸发流体以调节燃 烧室的操作温度和压力，诸如当使煤切换为生物质作为主燃料时。在 一些实施方式中，可使用两种或多种蒸发流体。此外，沿着燃烧室的不 同位置可使用不同的蒸发流体。例如，在高温热交换区可使用第一蒸 发流体，而在低温热交换区可使用第二蒸发流体。可针对燃烧室的温 度和压力条件使蒸发流体最优化，其中蒸发流体形成蒸汽壁。在目前 的实例中，蒸发流体是预热的再循环CO₂。

在一个方面，本发明提供发电方法。具体地，所述方法使用CO₂循环流体，其优选通过所述方法被再循环，如本文所述。本发明方法 还使用高效燃烧室，其包括作为非限定性实例的蒸发冷却燃烧室。同 样，还可以使用其它燃烧室。具体而言，本发明意图包括可公认为根 据本公开内容有用的任何类型的燃烧室。在某些实施方式中，通常可 参考图5所示的流程图来描述所述方法。如在该图中可见，提供燃烧 室220，而且其中设置了各种输入。含碳燃料254和O₂242(必要时) 可连同循环流体236(在本实施方式中为CO₂)一起被引入燃烧室220 中。由虚线表示的混合设备250表明，该组件任选存在。具体地，两 种或所有三种物质(燃料、O₂和CO₂循环流体)的任意组合在引入燃烧 室220中之前可在混合设备250中组合。尽管在图5中图解了单燃烧 室，但是应理解多个燃烧室可用在根据本公开内容的系统和方法中， 如本文进一步所例证的。因此，尽管参考单燃烧室进行了下述讨论， 但是应理解所公开的工作条件可独立地适用于同一循环中的两个或更 多个燃烧室。

在各种实施方式中，可能期望进入燃烧室的物质展示出能够促进 所所需有效的发电法操作的特定物理特征。例如，在某些实施方式中， 可能期望CO₂循环流体中的CO₂在限定的压力和/或温度被引入燃烧室 中。具体地，被引入燃烧室中的CO₂具有至少约8MPa的压力能够是 有益的。在另外的实施方式中，被引入燃烧室中的CO₂可处于至少约 10MPa、至少约12MPa、至少约14MPa、至少约15MPa、至少约16 MPa、至少约18MPa、至少约20MPa、至少约22MPa、至少约24MPa 或至少约25MPa的压力。在其它实施方式中，该压力可以是约8MPa 至约50MPa、约12MPa至约50MPa、约15MPa至约50MPa、约20 MPa至约50MPa、约22MPa至约50MPa、约22MPa至约45MPa、 约22MPa至约40MPa、约25MPa至约40MPa或约25MPa至约35 MPa。此外，被引入燃烧室中的CO₂具有至少约200℃的温度能够是有 益的。在另外的实施方式中，被引入燃烧室中的CO₂可处于至少约 250℃、至少约300℃、至少约350℃、至少约400℃、至少约450℃、 至少约500℃、至少约550℃、至少约600℃、至少约650℃、至少约 700℃、至少约750℃、至少约800℃、至少约850℃或至少约900℃的 温度。

在一些实施方式中，可能期望被引入燃烧室中的燃料在特条件下 提供。例如，在某些实施方式中，可能期望含碳燃料在限定的压力和/ 或温度被引入燃烧室中。在一些实施方式中，含碳燃料可在与CO₂循 环流体的条件相同或基本类似的条件下引入燃烧室中。词语“基本类 似的条件”可指在本文所述的所参考条件参数的5％内、4％内、3％内、 2％内或1％内的条件参数(例如，CO₂循环流体的条件参数)。在某些实 施方式中，含碳燃料在引入燃烧室之前可与CO₂循环流体混合。在这 些实施方式中，预期含碳燃料和CO₂循环流体将处于相同或基本类似 的条件下(其具体可包括关于CO₂循环流体所述的条件)。在其它实施方 式中，含碳燃料可独立于CO₂循环流体被引入燃烧室。在这些情况中， 含碳燃料仍可在关于CO₂循环流体所述的压力下被引入。在一些实施 方式中，在引入至燃烧室之前，将含碳燃料保持在不同于CO₂循环流 体温度的温度可能是有用的。例如，含碳燃料可在约30℃至约800℃、 约35℃至约700℃、约40℃至约600℃、约45℃至约500℃、约50℃ 至约400℃、约55℃至约300℃、约60℃至约200℃、约65℃至约175℃ 或约70℃至约150℃的温度被引入燃烧室。

在其它实施方式中，可能期望被引入燃烧室中的O₂在特定条件下 提供。这种条件可以是提供O₂的方法所附带的。例如，可能期望在特 定压力下提供O₂。具体地，被引入燃烧室中的O₂具有至少约8MPa 的压力能够是有益的。在另外的实施方式中，被引入燃烧室中的O₂可 处于至少约10MPa、至少约12MPa、至少约14MPa、至少约15MPa、 至少约16MPa、至少约18MPa、至少约20MPa、至少约22MPa、至 少约24MPa、至少约25MPa、至少约30MPa、至少约35MPa、至少 约40MPa、至少约45MPa或至少约50MPa的压力下。O₂的供应可 包括使用空气压缩机(或氧分离器)，诸如低温O₂浓缩器、O₂输送分离 器或任何类似的装置，诸如O₂离子输送分离器，用于分离O₂与环境 空气。单独地或与其组合地，O₂的供应可包括使O₂增压以获得所需压 力，如上所述。该行为可引起O₂的加热。在一些实施方式中，可能期 望O₂处于所需温度，该温度不同于通过使其它增压而达到的温度。例 如，可能期望在30℃至约900℃、约35℃至约800℃、约40℃至约700℃、 约45℃至约600℃、约50℃至约500℃、约55℃至约400℃、约60℃ 至约300℃、约65℃至约250℃或约70℃至约200℃的温度将O₂提供 到燃烧室。在一些实施方式中，O₂可在与CO₂循环流体和/或含碳燃料 的条件相同或基本类似的条件下被引入燃烧室中。这可由在引入燃烧 室之前混合组分而产生，或者可由制备O₂以引入到燃烧室中的特定方 法产生。在特定实施方式中，O₂可与限定摩尔比例量的CO₂组合，以 使得O₂可在与CO₂循环流体物流相同的温度提供。例如，该组合可在 低于100℃的温度进行，而CO₂处于超临界压力下。由于CO₂的稀释 作用，这消除了与单独加热纯O₂相关的燃烧危险。这种混合物可以处 于约1:2至约5:1、约1:1至约4:1或约1:1至约3:1的CO₂/O₂比。

在一些实施方式中，供应到燃烧室中的O₂是基本纯化的可能是有 用的(即，O₂相对于天然存在于空气中的其它组分的摩尔含量而言升 级)。在某些实施方式中，O₂可具有大于约50mol％、大于约60mol％、 大于约70mol％、大于约80mol％、大于约85mol％、大于约90mol％、 大于约95mol％、大于约96mol％、大于约97mol％、大于约98mol％、 大于约99mol％或大于约99.5mol％的纯度。在其它实施方式中，O₂可具有约85％至约99.6mol％、约85％至约99mol％、约90％至约99 mol％、约90％至约98mol％或约90％至约97mol％的摩尔浓度。来自 燃料中的碳的总CO₂回收有利于应用至少约99.5mol％范围内的较高 纯度。

CO₂循环流体可在燃烧室的入口与O₂和含碳燃料一起引入燃烧 室。然而，如上关于蒸发冷却燃烧室所述，CO₂循环流体还可作为经 过一个或更多个在蒸发冷却燃烧室中形成的蒸发流体供应通道而被引 入蒸发部件中的全部或部分蒸发冷却流体被引入蒸发冷却燃烧室。在 一些实施方式中，CO₂循环流体可在燃烧室入口(即，连同O₂和燃料) 被引入燃烧室中，而CO₂循环流体还可作为全部或部分蒸发冷却流体 经蒸发部件引入燃烧室中。在其它实施方式中，CO₂循环流体还可作 为全部或部分蒸发冷却流体仅经过蒸发部件引入燃烧室中(即，无CO₂被引入含O₂和燃料的燃烧室入口)。

在一些实施方式中，本发明的特征还在于被引入燃烧室中的各种 组分的比例。为了达到最大燃烧效率，在高温下燃烧含碳燃料可能是 有用的。然而，燃烧温度以及离开燃烧室的燃烧产物物流的温度可被 需要被控制在限定的参数内。鉴于此，提供相对于燃料处于特定比例 的CO₂循环流体可能是有用的，以使燃烧温度和/或涡轮机入口温度可 被控制在所需范围内，同时还最大化可被转化为电力的能量的量。在 具体实施方式中，这可通过调整CO₂循环流体物流与燃料中的碳的比 例来实现。所所需比例可受所所需涡轮机入口温度以及热交换器的热 端的入口流和出口流之间的温差影响，如在本文更详细描述的。该比 例具体描述为CO₂循环流体中的CO₂与含碳燃料中存在的碳的摩尔 比。为测定引入燃烧室中的CO₂的摩尔量，在一些实施方式中，供应 至燃烧室的CO₂的全部含量(即，在入口与燃料和O₂一起引入CO₂， 以及用作蒸发冷却流体的任意CO₂)被包括在计算中。然而，在具体实 施方式中，该计算可仅基于在燃烧室入口引入的CO₂的摩尔量(即，不 包括用作蒸发冷却流体的CO₂)。在其中CO₂仅作为蒸发冷却流体引入 燃烧室的实施方式中，该计算基于作为蒸发冷却流体引入燃烧室中的 CO₂的量。因此，该比例可被描述为输入燃烧室入口的CO₂的摩尔含 量相比输入燃烧室的燃料中的碳。可选地，该比例可被描述为经蒸发 冷却流体输入燃烧室的CO₂的摩尔含量相比输入燃烧室的燃料中的 碳。

在某些实施方式中，引入燃烧室中的CO₂循环流体与燃料中的碳 的比例以摩尔计，可以是约10至约50(即，约10molCO₂/mol燃料中 的碳至约50molCO₂/mol燃料中的碳)。在另外的实施方式中，循环流 体中的CO₂与燃料中碳的比率可以是约15至约50、约20至约50、约 25至约50、约30至约50、约15至约45、约20至约45、约25至约 45、约30至约45、约15至约40、约20至约40、约25至约40或30 至约40。在其它实施方式中，循环流体中的CO₂与燃料中碳的比率可 以是至少约5、至少约10、至少约15、至少约20、至少约25或至少 约30。

引入燃烧室中的CO₂与存在于含碳燃料中的碳的摩尔比对总系统 热效率可具有重要的影响。这种对效率的影响还可受到系统中其它组 件的设计和功能的影响，包括热交换器、水分离器和增压单元。本文 所述的系统和方法中各种元件的组合导致能够在本文所述的特定 CO₂/C比例下实现高热效率。不包括本文所述各种元件的先前已知的 系统和方法通常需要显著低于本发明所用的CO₂/C摩尔比的CO₂/C摩 尔比，以便实现接近本文所实现的那些效率。然而，本发明已经确定 了再循环CO₂的高效系统和方法，再循环CO₂能够使用大大超越可在 已知领域中使用的那些CO₂/C摩尔比的CO₂/C摩尔比。根据本发明采 用高CO₂/C摩尔比有利地用于稀释燃烧流中的杂质。杂质(例如，氯化 物和硫)对系统组件的腐蚀或侵蚀作用因此被极大减小。目前的高氯化 物和/或高硫煤不能在已知的系统中使用，原因是来自这种煤的燃烧产 物(其包括HCl和H₂SO₄)对发电厂组件而言太具腐蚀性和侵蚀性，因而 不能抵抗。很多其它杂质(例如，固体灰分颗粒和含诸如铅、碘、锑和 汞等元素的挥发性物质)在高温下对发电厂组件也可引起严重的内部 损害。再循环CO₂的稀释作用可极大减轻或消除这种杂质对发电厂组 件的有害效应。然后，对CO₂/C摩尔比的选择可涉及对效率和发电厂 侵蚀和腐蚀作用的复杂考虑以及CO₂再循环系统组件设计和功能的复 杂考虑。本发明能够实施高效CO₂再循环以及因此增加的CO₂/C摩尔 比，其具有已知领域未能预期的高热效率。高CO₂/C摩尔比因此传递 了至少上述优势。

类似地，控制引入燃烧室中的O₂的含量能够是有用的。这具体可 取决于燃烧室的操作性质。如本文更详细描述的，本发明的方法和系 统可允许以完全氧化的方式、完全还原的方式或该两种的变体操作。 在完全氧化模式，供应至燃烧室的O₂的量优选至少处于实现含碳燃料 的完全氧化所必需的化学计算量。在某些实施方式中，所供应的O₂的 量将超过所述化学计算量至少约0.1mol％、至少约0.25mol％、至少约 0.5mol％、至少约1mol％、至少约2mol％、至少约3mol％、至少约4 mol％或至少约5mol％。在其它实施方式中，所供应的O₂的量将超过 所述化学计算量约0.1％至约5mol％、约0.25％至约4mol％或约0.5％ 至约3mol％。在完全还原的模式中，供应至燃烧室的O₂优选为将含 碳燃料转化成组分H₂、CO、CH₄、H₂S和NH₃所需的化学计算量加上 超过至少约0.1mol％、至少约0.25mol％、至少约0.5mol％、至少约1 mol％、至少约2mol％、至少约3mol％、至少约4mol％或至少约5 mol％。在其它实施方式中，所供应的O₂的量将超过所述化学计算量 约0.1％至约5mol％、约0.25％至约4mol％或约0.5％至约3mol％。

在一些实施方式中，本发明的方法特征可涉及CO₂遍及过程中各 个步骤的物理状态。CO₂被认为是以各种状态存在，取决于物质的物 理条件。CO₂在0.518MPa和-56.6℃具有三相点，但是CO₂还具有7.38 MPa和31.1℃的临界压力和温度。超过该临界点，CO₂作为超临界流 体存在，而且本发明已经意识到通过在循环中使CO₂在规定状态保持 在特定点能够最大化发电效率。在具体实施方式中，引入燃烧室中的 CO₂优选处于超临界流体的形式。

发电系统或方法的效率通常被理解为描述该系统或方法的能量输 出与进入该系统或方法的能量输入之比。在发电系统或方法的情况中， 效率通常被描述为输出到客户电网的电力或功率(例如，以兆瓦或Mw 计)与燃烧发电(或功率)的燃料的总低热值热能之比。该比例则可被称 为净系统或方法效率(基于LHV)。该效率可考虑了内部系统或方法过 程所述的所有能量，包括生产纯化氧(例如，经由空气分离单元)、增压 CO₂以输送到增压管道以及需要能量输入的其它系统或方法。

在各种实施方式中，本发明的系统和方法在循环中可主要使用 CO₂作为工作流体，其中含碳燃料在基本纯的O₂中在超过CO₂临界压 力的压力下燃烧(即，在燃烧室中)，产生燃烧产物物流。所述物流膨胀 穿过涡轮机，然后经过同流换热热交换器(recuperatorheatexchanger)。 在热交换器中，涡轮机排气预热超临界状态的再循环CO₂循环流体。 该预热的再循环CO₂循环流体被输入燃烧室中，在那里其与来自含碳 燃料燃烧的产物混合，产生处于限定的最大涡轮机入口温度的总流量。 本发明可提供优良的效率，至少部分是由于认识到最小化同流换热热 交换器的热端处的温差所带来的益处。这种最小化可通过在引入燃烧 室之前使用低温水平热源来加热一部分再循环CO₂来实现。在这些低 温水平，超临界CO₂的比热和密度非常高，而且这种额外的加热可允 许涡轮机排气物流将CO₂预热至高得多的温度，这能显著降低同流换 热热交换器热端处的温差。在具体实施方式中，有用的低温热源是绝 热操作的低温空气分离设备中所用的空气压缩机或者来自传统燃气涡 轮机的热排气物流。在本发明的具体实施方式中，同流换热热交换器 热端处的温差小于约50℃，且优选在约10℃至约30℃的范围内。采用 低压力比(例如，低于约12)是能够增加效率的另一因素。使用CO₂作 为工作流体并结合低压力比降低了将已冷却涡轮机排气的压力升至再 循环压力时的能量损失。进一步的优势是能够在管道压力(通常约10 MPa至约20MPa)下得到燃料中的转化为作为高于CO₂超临界压力的 高压流体的CO₂的碳的量，且在约100％来自燃料的碳捕获时具有非常 小的寄生功率消耗。这样的系统和方法参数在本文中以更详细的细节 进一步进行描述。而且，可鉴定燃烧室、涡轮机和热交换的各种组合， 用以提供甚至比目前所公开的系统和方法的基础实例更大的效率和成 本降低。本文中描述了这种组合的某些示例性实施方式；然而，下面 首先关于所述系统和方法的基本要素对本发明进行描述，以便提供对 本发明本质(以及特别是其能够赋予区别于现有技术的优势的若干组 件)的完整描述。之后，在其它实施方式中举例说明了通过源于本发明 的系统要素和工作条件的适当组合可以实现的甚至更进一步的目前公 开的系统和方法的优势。

回到图5，被引入燃烧室220的含碳燃料254连同O₂242和CO₂循环流体236燃烧而产生燃烧产物物流40。在具体实施方式中，燃烧 室220可以是蒸发冷却燃烧室或任何进一步合适的燃烧室，诸如已经 在上面所述的那些。燃烧温度取决于具体工艺条件可变，例如，所用 的含碳燃料类型、被引入燃烧室中的CO₂与燃料中的碳的摩尔比，和/ 或被引入燃烧室中的CO₂与O₂的摩尔比。在具体实施方式中，燃烧温 度是如上面关于描述蒸发冷却燃烧室所述的温度。在特别优选的实施 方式中，如本文所述，超过约1,300℃的燃烧温度可能是有利的。

同样可能有用的是，控制燃烧温度，以使得离开燃烧室的燃烧产 物物流具有所需温度。例如，对离开燃烧室的燃烧产物物流而言，具 有下述温度可能是有用的：至少约700℃、至少约750℃、至少约800℃、 至少约850℃、至少约900℃、至少约950℃、至少约1,000℃、至少约 1,050℃、至少约1,100℃、至少约1,200℃、至少约1,300℃、至少约 1,400℃、至少约1,500℃或至少约1,600℃的温度。在一些实施方式中， 燃烧产物物流可具有约700℃至约1,600℃、约800℃至约1,600℃、约 850℃至约1,500℃、约900℃至约1,400℃、约950℃至约1,350℃或约 1,000℃至约1,300℃的温度。

如上所述，CO₂在整个发电循环中的压力可能是最大化电力循环 效率的关键参数。尽管对于引入燃烧室中的材料而言具有特定限定的 压力可能是重要，对于燃烧产物物流而言具有限定的压力可同样是重 要的。具体地，燃烧产物物流的压力可与引入燃烧室中的CO₂循环流 体的压力相关。在具体实施方式中，燃烧产物物流的压力可以是引入 燃烧室中的CO₂压力的至少约90％——即，在循环流体中。在另外的 实施方式中，燃烧产物物流的压力可以是引入燃烧室中的CO₂压力的 至少约91％、至少约92％、至少约93％、至少约94％、至少约95％、 至少约96％、至少约97％、至少约98％或至少约99％。

离开燃烧室的燃烧产物物流的化学组成根据所用含碳燃料的类型 可变。重要的是，燃烧产物物流将包括被再循环且再引入燃烧室或其 它循环中的CO₂，如下面更详细描述的。此外，过量CO₂(包括由于燃 料燃烧产生的CO₂)可从CO₂循环流体回收(特别是在适合直接转移至 CO₂管道的压力下)以便隔离或其它处理，其不包括释放到大气。在另 外的实施方式中，燃烧产物物流可包括下述中的一种或更多种：水蒸 气、SO₂、SO₃、HCI、NO、NO₂、Hg、过量O₂、N₂、Ar以及可能存 在于已燃烧的燃料中的可能的其它污染物。燃烧产物物流中存在的这 些物质可能始终在CO₂循环流体物流中，除非被去除，诸如通过本文 描述的方法。除CO₂之外存在的这类物质可被称为“次要组分(secondary components)”。

如在图5中所见，燃烧产物物流40可被引至涡轮机320，在该涡 轮机中燃烧产物物流40膨胀发电(例如，经由发电机产生电力，其在 图解中未显示)。涡轮机320可具有燃烧产物物流40的入口和用于释 放含CO₂的涡轮机排出物流50的出口。尽管在图5中显示了单个涡轮 机320，但是应理解，可以使用不止一个涡轮机，多个涡轮机串联连接 或者任选被一个或更多个其它组件分开，诸如其它燃烧组、分离组件 等。除了本文中以其它方式提供的进一步公开内容之外，与这种多涡 轮机实施方式相关的优势特别是能够根据实施例3所述的示例性实施 方式来认识到。

再次，在该步骤中，可密切控制工艺参数，以最大化循环效率。 现有的天然气发电厂效率严格依赖涡轮机入口温度。例如，已经进行 了大量的工作付出大量成本以实现涡轮机技术，以使得入口温度高达 约1,350℃。涡轮机入口温度越高，工厂效率越高，而且涡轮机越昂贵， 且潜在地，其寿命更短。一些公用事业设备受阻于支付较高的价格而 且还具有较短寿命的风险。尽管在一些实施方式中本发明可使用这种 涡轮机以更进一步增加效率，这并非必需的。在具体实施方式中，本 系统和方法可实现所需效率，同时使用范围低得多的涡轮机入口温度， 如上所述。因此，就实现特定的效率而言，本发明的特征可如本文所 述，同时在限定的温度向涡轮机入口提供燃烧产物物流，如本文所述， 其可显著小于本领域公认的使用相同燃料实现相同效率所需的温度。

如上所述，离开燃烧室220的燃烧产物物流40优选具有与进入燃 烧室220的CO₂循环流体236的压力密切接近(closelyaligned)的压力。 在具体实施方式中，燃烧产物物流40因此处于使得流中存在的CO₂处于超临界流体状态的温度和压力。当燃烧产物物流40经过涡轮机 320膨胀时，所述物流的压力降低。优选地，这种压降被控制，以使得 燃烧产物物流40的压力与涡轮机排出物流50的压力处于限定的比例。 在某些实施方式中，涡轮机入口处的燃烧产物物流相比涡轮机出口处 的涡轮机排出物流的压力比小于约12。这可定义为入口压力(I_p)与出口 压力(O_p)比(即，I_p/O_p)。在另外的实施方式中，压力比可以是小于约11、 小于约10、小于约9、小于约8或小于约7。在其它实施方式中，涡轮 机的入口压力与出口压力比可以是约1.5至约12、约2至约12、约3 至约12、约4至约12、约2至约11、约2至约10、约2至约9、约2 至约8、约3至约11、约3至约10、约3至约9、约3至约9、约4 至约11、约4至约10、约4至约9或约4至约8。

在具体实施方式中，可期望涡轮机排出物流在下述条件下，该条 件使得所述物流中的CO₂不再处于超临界流体状态，而是处于气态。 例如，提供气态的CO₂能促进任何次要组分的去除。在一些实施方式 中，涡轮机排出物流具有的压力低于CO₂将会处于超临界态时的压力。 优选地，涡轮机排出物流具有小于约7.3MPa、小于或等于约7MPa、 小于或等于约6.5MPa、小于或等于约6MPa、小于或等于约5.5MPa、 小于或等于约5MPa、小于或等于约4.5MPa、小于或等于约4MPa、 小于或等于约3.5MPa、小于或等于约3MPa、小于或等于约2.5MPa、 小于或等于约2MPa或小于或等于约1.5MPa的压力。在其它实施方 式中，涡轮机排出物流的压力可以是约1.5MPa至约7MPa、约3MPa 至约7MPa或约4MPa至约7MPa。优选地，涡轮机排出物流的压力 在所述物流所遇到的冷却温度小于CO₂冷凝压力(例如，环境冷却)。因 此，根据本发明，优选的是涡轮机320下游(且优选增压单元620上游) 的CO₂应维持在气态，且不使其达到可形成液体CO₂的条件。

除了由于使用上述优选压力比产生的优势之外，当多个涡轮机用 在本发明的系统和方法中时可提供进一步的优势。具体而言，上述压 力比可仅适用于一系列中的单涡轮机。在该系列中的一个或更多个进 一步的涡轮机可适应于在上述压力范围的下限提供排出。例如，在涡 轮机小于或等于CO₂的超临界压力甚或小于或等于1.5MPa的压力下 提供排出的实施方式中，涡轮机或多个涡轮机可适于在接近环境压力 或环境压力下排出物流。

尽管燃烧产物物流经过涡轮机可导致一定量的温度降，但是涡轮 机排出物流通常具有可能会阻碍燃烧产物物流中存在的任何次要组分 的去除的温度。例如，涡轮机排出物流可具有约500℃至约1,000℃、 约600℃至约1,000℃、约700℃至约1,000℃或约800℃至约1,000℃的 温度。由于燃烧产物物流的温度相对高，因此涡轮机由能够耐受这种 高温的材料制成可以是有利的。对于涡轮机而言，包含对燃烧产物物 流中可能存在的次要物质类型可提供优良耐化学性的材料同样可以是 有用的。

在一些实施方式中，因此能够有用的是使涡轮机排出物流50经过 至少一个热交换器420，其冷却涡轮机排出物流50并提供温度在限定 范围内的CO₂循环流体物流60。在具体实施方式中，离开热交换器420 (或者当使用两个或多个热交换器时，系列中的最末一个热交换器)的 CO₂循环流体60具有小于约200℃、小于约150℃、小于约125℃、小 于约100℃、小于约95℃、小于约90℃、小于约85℃、小于约80℃、 小于约75℃、小于约70℃、小于约65℃、小于约60℃、小于约55℃、 小于约50℃、小于约45℃或小于约40℃的温度。

如上所述，对于涡轮机排放的压力而言，其具有的压力与燃烧产 物物流的压力处于特定的比例能够是有利的。在具体实施方式中，直 接使涡轮机排出物流经过本文所述的一个或更多个热交换器，而没有 经过系统的任何其它组件。因此，压力比还可描述为是关于燃烧产物 物流离开燃烧室时的压力相比所述物流进入热交换器热端(或者，当使 用一系列热交换器时，第一热交换器)时的压力之比。再次，该压力比 优选小于约12。在另外的实施方式中，燃烧产物物流与进入热交换器 的流的压力比可以是小于约11、小于约10、小于约9、小于约8或小 于约7。在其它实施方式中，该压力比可以是约1.5至约10、约2至约 9、约2至约8、约3至约8或约4至约8。

在其它实施方式中，在经过经过热交换器之前，涡轮机排出物流 (或其部分)可直接传递至燃烧室，然后到达一个或更度共轭其它涡轮机 (以及，任选地一个或更多个其它燃烧室)。还应理解，如本文所讨论的 系列中的涡轮机的排出物流相比涡轮机的入口流可处于较低温度。

尽管使用蒸发冷却燃烧室允许高热燃烧，但是本发明的系统和方 法可特征在于能够在某一温度下将涡轮机排出物流供应至热交换器 (或系列热交换器)，该温度足够低，以降低与该系统相关的成本、增加 热交换器(或多个)的寿命以及改进系统的性能和可靠性。在具体实施方 式中，根据本发明的系统或方法中的最热工作温度小于约1,100℃、小 于约1,000℃、小于约975℃、小于约950℃、小于约925℃或小于约 900℃。

在某些实施方式中，对于热交换器420而言，包括串联的至少两 个热交换器用于接收涡轮机排出物流50并使其冷却至所需温度能够是 特别有用的。所用的热交换器的类型取决于进入该热交换器的条件可 变。例如，涡轮机排出物流50可如上所述处于相对高的温度下，因此， 直接接收涡轮机排出物流50的热交换器由设计成耐受极端条件的高性 能材料制成可以是有益的。例如，热交换器系列中的第一热交换器可 包括合金或类似材料。优选地，系列中的第一热交换器包 含能够耐受下述持续工作温度的材料：至少约700℃、至少约750℃、 至少约800℃、至少约850℃、至少约900℃、至少约950℃、至少约 1,000℃、至少约1,100℃或至少约1,200℃的温度。对一个或更多个热 交换器而言，包含对可能存在于燃烧产物物流中的次要材料类型具有 优良耐化学性的材料也可以是有益的。合金得自Special MetalsCorporation，且一些实施方式可包括奥氏体镍-铬基合金。可以 有用的合金的实例包括600、601、601GC、603XL、617、625、 625LCF、686、690、693、 706、718、718SPF^TM、722、725、740、X-750、751、MA754、MA758、783、 903、N06230、C-276、G-3、HX、22。有利的热交换器设计的实例是 扩散粘结型紧凑板式热交换器，其在高温材料(诸如上述合金之一)制造 的板中具有化学铣制的散热片。适宜的热交换器可包括以商品名 (得自MeggittUSA,Houston,TX)可得的那些。

系列中的第一热交换器优选能足够传递来自涡轮机排出物流的 热，以使该系列中存在的一个或更多个其它热交换器能够由更常规的 材料例如不锈钢制成。在具体实施方式中，在系列中使用至少两个热 交换器或至少三个热交换器，以将涡轮机排出物流冷却至所需温度。 在下面关于将来自涡轮机排出物流的热传递到CO₂循环流体以便在引 入到燃烧室之前再加热该循环流体的描述中，可以看到使用一系列中 多个热交换器的有效性。

在一些实施方式中，所述方法和系统可特征在于为单阶段燃烧方 法或系统。这可以通过使用高效燃烧室诸如上述蒸发冷却燃烧室来实 现。基本上，燃料能够该单燃烧室中基本完全燃烧，以使得提供一系 列燃烧室以使燃料完全燃烧是不必要的。因此，在一些实施方式中， 本发明方法和系统可描述为使得蒸发冷却燃烧室是唯一的燃烧室。在 另外的实施方式中，所述方法和系统可被描述为使得在使排出物流进 入热交换器之前燃烧仅在单蒸发冷却燃烧室中发生。仍在其它实施方 式中，所述方法和系统可被描述为使得涡轮机排出物流直接递送到热 交换器中，而无需经过其它燃烧室。

冷却之后，离开至少一个热交换器420的CO₂循环流体物流60可 经历其它处理，以将留在CO₂循环流体物流60中的任何次要组分从燃 料的燃烧中分离出来。如图5所示，循环流体物流60可被引导至一个 或更多个分离单元520。如在下面更详细讨论的，本发明的特征可特别 在于能够提供从含碳燃料的燃烧且无大气CO₂释放来发电的方法。这 至少部分可通过在发电循环中使用在含碳燃料的燃烧中所形成的CO₂作为循环流体来实现。尽管，在一些实施方式中，CO₂作为循环流体 连续燃烧并再循环可能在系统中引起CO₂累积。在这种情况中，从循 环流体中回收至少一部分CO₂(例如，其量约等于源自含碳燃料燃烧的 CO₂量)能够是有用的。这种回收的CO₂可通过任何合适的方法处理。 在具体实施方式中，CO₂可被引导至管道进行隔离或者通过合适的方 法处理，如下所述。

进入管道的CO₂应当基本不含水以防止管道用碳钢被腐蚀，这可 能是CO₂管道系统规格的一个必要条件。尽管“湿”CO₂可被直接输入 不锈钢CO₂管道中，但是这并非总是可能的，而且，事实上，由于成 本问题可能更期望使用碳钢管道。因此，在某些实施方式中，CO₂循 环流体中存在的水(例如，在含碳燃料燃烧过程中形成的水，并持续存 在于燃烧产物物流、涡轮机排出物流和CO₂循环流体物流中)大部分可 作为液相从冷却的CO₂循环流体物流中除去。在具体实施方式中，这 可通过当气态混合物被冷却至借助环境温度冷却装置所达到的最低温 度时，在下述压力下提供CO₂循环流体(例如，处于气态)来实现，该压 力小于该气体混合物中存在的CO₂被液化时的压力。例如，具体而言， 在从中分离次要组分的过程中，CO₂循环流体可在小于7.38MPa的压 力下提供。如果使用温度处于低环境范围内或显著低于环境的冷却装 置时，可能需要甚至更低的温度。这使得水作为液体分离，还最小化 离开分离单元的已纯化CO₂循环流65的污染。这还能将涡轮机排出压 力限制在小于涡轮机排气的临界压力的值。实际的压力可取决于可用 环境冷却装置的温度。例如，如果水分离发生在30℃，则7MPa的压 力允许与CO₂冷凝压力有0.38MPa的余地。在一些实施方式中，离开 热交换器并进入分离单元的CO₂循环流体可以约2MPa至约7MPa、 约2.25MPa至约7MPa、约2.5MPa至约7MPa、约2.75MPa至约7 MPa、约3MPa至约7MPa、约3.5MPa至约7MPa、约4MPa至约7 MPa或约4MPa至约6MPa的压力提供。在其它实施方式中，该压力 可与涡轮机出口的压力基本相同。

在具体实施方式中，纯化的CO₂循环流65在水分离之后不含水蒸 气或基本不含水蒸气。在一些实施方式中，纯化的CO₂循环流可特征 在于仅包含下述量的水蒸气：以摩尔计小于1.5％、以摩尔计小于 1.25％、以摩尔计小于1％、以摩尔计小于0.9％或以摩尔计小于0.8％、 以摩尔计小于0.7％、以摩尔计小于0.6％、以摩尔计小于0.5％、以摩 尔计小于0.4％、以摩尔计小于0.3％、以摩尔计小于0.2％或以摩尔计 小于0.1％。在一些实施方式中，纯化的CO₂循环流体物流可仅包含下 述量的水蒸气：以摩尔计约0.01％至约1.5％、以摩尔计约0.01％至约 1％、以摩尔计约0.01％至约0.75％、以摩尔计约0.01％至约0.5％、以 摩尔计约0.01％至约0.25％、以摩尔计约0.05％至约0.5％或以摩尔计 约0.05％至约0.25％。

在上述温度和压力条件下提供CO₂循环流体以促进次要组分诸如 水的分离，能够是非常有利的。换言之，本发明可具体规定将CO₂循 环流体保持在所需条件下，以使CO₂循环流体中的CO₂和水在分离之 前处于促进分离的期望状态。通过在如上所述的压力下提供CO₂循环 流体，流体物流的温度可被降低至所述物流中的水将处于液态且因此 更容易从气态CO₂中分离的点。

在某些实施方式中，可能期望提供进一步干燥的条件，以便纯化 的CO₂循环流体完全或基本不含水。如上所述，基于物质中的相位差 使水从CO₂循环流体中分离可留下较少部分(即，低浓度)的水留在CO₂循环流体。在一些实施方式中，继续使用含有留在其中的较少部分的 水的CO₂循环流体是可以接受的。在其它实施方式中，使CO₂循环流 体经历其它处理以促进全部或部分所剩余水的去除能够是有用的。例 如，低浓度的水可通过干燥剂干燥器或根据本发明其它将会适用的装 置来除去。

在限定的压力下向分离单元供应CO₂循环流体对再次最大化动力 循环的效率能够特别有利。具体地，在限定的压力范围供应CO₂循环 流体能使气相中的纯化CO₂循环流体以最小总动力消耗被压缩至高 压。如下所述，这种增压可能是必需的，以便部分纯化的CO₂循环流 体能被再循环到燃烧室，以及部分能在所需的管道压力(例如，约10 MPa至约20MPa)下供应。这进一步阐述了如上所述的最小化膨胀涡 轮机的入口与出口压力比的优势。这起着增加总循环效率以及还使来 自涡轮机的排出压力处于上述所需范围以便从CO₂循环流体分离水与 其它次要组分的作用。

CO₂循环流体物流动经过分离单元520的一个实施方式图解在图6 中。如在该图中可见，可使来自热交换器的CO₂循环流体物流60经过 冷水热交换器530(或任何类似功能的设备)，其使用水进一步从CO₂循环流体60中除去热并排出混合相CO₂循环流体61，其中CO₂依然 是气体而CO₂循环流体中的水转化为液相。例如，使CO₂循环流体60 经过冷水热交换器530能将CO₂循环流体冷却至小于约50℃、小于约 55℃、小于约40℃、小于约45℃、小于约40℃或小于约30℃的温度。 优选地，经过冷水热交换器530时CO₂循环流体的压力基本未变。混 合相CO₂循环流体61被引导至水分离单元540，在那里将液体水流62a 从分离器520排出。同样离开水分离单元540的是富集的CO₂循环流 体物流62b。该富集流可作为纯化的CO₂循环流体物流65直接离开分 离器520。在可选实施方式中(如通过虚线表示的流和组件)，富集的 CO₂循环流体物流62b可被引导至一个或更多个附加分离单元550，以 去除其它次要组分，如下面更详细描述的。在具体实施方式中，CO₂循环流体的任何其它次要组分可在去除水后被除去。CO₂循环流体然 后作为纯化的CO₂循环流体65离开所述一个或更多个附加分离单元。 然而，在一些实施方式中，在除去水之前，混合相CO₂循环流体61可 首先被引导以去除一种或更多种次要组分，而该部分纯化的流然后可 被引导至水分离单元540。本领域技术人员借助本公开内容可以想到可 能所需各种分离器组合，并且所有这些组合意图被本发明引入。

如上所述，除水之外，CO₂循环流体可包含其它次要组分，诸如 燃料衍生的杂质、燃烧衍生的杂质和氧衍生的杂质。这种次要组分也 可在与水分离相同或几乎相同的时间从已冷却的气态CO₂循环流体中 去除。例如，除水蒸气之外，次要组分诸如SO₂、SO₃、HCI、NO、 NO₂、Hg以及过量的O₂、N₂和Ar也能被去除。CO₂循环流体的这些 次要组分(经常被认为是杂质或污染物)都能使用合适的方法(例如，在 美国专利申请公开号2008/0226515和欧洲专利申请号EP1952874和 EP1953486中所述的方法，它们以其整体通过参考引入本文)从冷却的 CO₂循环流体中去除。SO₂和SO₃可100％转化成硫酸，而>95％的NO 和NO₂可转化为硝酸。CO₂循环流体中存在的任意过量的O₂可作为富 集流分离用于任选再循环至燃烧室。所存在的任何惰性气体(例如，N₂和Ar)可在低压下被排放到大气中。在某些实施方式中，CO₂循环流体 因此能被纯化，以使得源自燃料中的碳燃烧的CO₂能够最终作为高密 度纯化流输送。在具体实施方式中，纯化的CO₂循环流体可包含浓度 为至少98.5mol％、至少99mol％、至少99.5mol％或至少99.8mol％ 的CO₂。此外，CO₂循环流体可在所需压力下供应，用以直接输入CO₂管道中，例如，至少约10MPa、至少约15MPa或至少约20MPa。

综上所述，在一个上述方式中，含碳燃料254在O₂242和CO₂循 环流体236存在下在适宜燃烧室220中的燃烧能形成具有相对高的温 度和压力的燃烧产物物流40。可使包含相对大量CO₂的该燃烧产物物 流40经过涡轮机320以膨胀燃烧产物物流40，从而降低所述物流的压 力并发电。离开涡轮机320的出口的涡轮机排出物流50处于降低的压 力，但是仍保留相对高温。由于燃烧产物物流中存在污染物和杂质， 在将CO₂循环流体再循环回到系统中之前，分离出这些污染物和杂质 是有利的。为实现该分离，通过经过一个或更多个热交换器420使涡 轮机排出物流50冷却。次要产物(例如，水和任意其它污染物和杂质) 的分离可如上述实现。为将CO₂循环流体再循环回到燃烧室中，必需 再加热和再增压CO₂循环流体。在某些实施方式中，本发明的特征可 特别在于实施特定方法步骤以最大化发电周期的效率同时最大化防止 污染物(例如，CO₂)排放到大气中。这具体在涉及将离开分离单元的已 冷却且纯化的CO₂循环流体再加热和再增压时可看到。

如进一步在图5中所图解的，可使离开一个或更多个分离单元520 的纯化CO₂循环流体65经过一个或更多个增压单元620(例如，泵、 压缩机等)以增加纯化CO₂循环流体65的压力。在某些实施方式中， 纯化CO₂循环流体65可被压缩到至少约7.5MPa或至少约8MPa的压 力。在一些实施方式中，可使用单增压单元将纯化CO₂循环流体的压 力增加至本文所述的用于引入燃烧室220的期望压力。

在具体实施方式中，增压可使用一系列两个或多个压缩机(例如， 泵)在增压单元620中进行。一个这样的实施方式示于图7中，其中使 纯化CO₂循环流体65经过第一压缩机630，以将纯化CO₂循环流体65 压缩至第一压力(其优选超过CO₂的临界压力)并因此形成流66。流66 可被引导至冷水热交换器640，其回收热(例如，由第一压缩机的增压 活动形成的热)并形成流67，所述物流优选处于接近环境的温度。流 67可被引导至第二压缩机650，其用于使CO₂循环流体增压至的大于 第一压力的第二压力。如下所述，第二压力可基本类似于CO₂循环流 体输入(或再循环)到燃烧室所需的压力。

在具体实施方式中，第一压缩机630可用于增加纯化CO₂循环流 体65的压力，以使得该纯化CO₂循环流体从气态转化成超临界流体状 态。在具体实施方式中，纯化CO₂循环流体在第一压缩机630可被增 压至约7.5MPa至约20MPa、约7.5MPa至约15MPa、约7.5MPa至 约12MPa、约7.5MPa至约10MPa或约8MPa至约10MPa的压力。 然后使离开第一压缩机630的流66(其处于超临界流体状态)经过冷水 热交换器640(或任意类似功能设备)，其能将CO₂循环流体冷却至足以 形成能被更有效地被泵至甚至更高压力的高密度流体的温度。鉴于被 再循环用作循环流体的大体积的CO₂，这可能是显著的。泵送超临界 流体状态的大体积CO₂对系统可具有显著的能量消耗。然而，本发明 意识到效率的有利增加可通过使CO₂增加密度并因此降低被泵送回到 燃烧室用于再循环的超临界CO₂的总体积来提供。在具体实施方式中， CO₂循环流体在从冷水热交换器640排出后(且经过热交换器单元420 进行加热之前)能够以至少约200kg/m³、至少约250kg/m³、至少约300 kg/m³、至少约350kg/m³、至少约400kg/m³、至少约450kg/m³、至少 约500kg/m³、至少约550kg/m³、至少约600kg/m³、至少约650kg/m³、 至少约700kg/m³、至少约750kg/m3、至少约800kg/m³、至少约850 kg/m³、至少约900kg/m³、至少约950kg/m³或至少约1,000kg/m³的密 度供应。在另外的实施方式中，该密度可以是约150kg/m³至约1,1,100 kg/m³、约200kg/m³至约1,000kg/m³、约400kg/m³至约950kg/m³、 约500kg/m³至约900kg/m³或约500kg/m³至约800kg/m³。

在具体实施方式中，流66经过冷水热交换器640可将CO₂循环流 体冷却至小于约60℃、小于约50℃、小于约40℃或小于约30℃的温 度。在其它实施方式中，作为流67离开冷水热交换器640的CO₂循环 流体的温度可以是约15℃至约50℃、约20℃至约45℃或约20℃至约 40℃。进入第二压缩机650的流67中的CO₂循环流体处于可促进所述 物流能量有效泵至如本文所述的用于将CO₂循环流体引入燃烧室中的 期望压力的条件下。例如，增压的超临界CO₂循环流体物流70可被进 一步增压到至少约12MPa、至少约15MPa、至少约16MPa、至少约 18MPa、至少约20MPa或至少约25MPa的压力。在一些实施方式中， 该增压的超临界CO₂循环流体物流70可被进一步增压至约15MPa至 约50MPa、约20MPa至约45MPa或约25MPa至约40MPa的压力。 可使用能够在所述温度下工作且能实现所述压力的任何类型的压缩 机，诸如高压多级泵。

离开一个或更多个增压单元620的已增压CO₂循环流体物流70可 被引导回先前用于冷却涡轮机排出物流50的热交换器。如图5所示， 可使已增压CO₂循环流体物流70首先经过气流分流器720，其形成CO₂管道流体物流80和CO₂循环流体物流85(除存在于所述物流中的CO₂实际量，其与CO₂循环流体物流70基本相同)。因此，在一些实施方 式中，已增压CO₂循环流体物流中的至少一部分CO₂被引入增压管道 进行隔离。从CO₂循环流体物流去除且被引导至管道(或其它隔离或处 理装置)的CO₂的量取决于被引入燃烧室中以控制燃烧温度的所所需 CO₂的量以及存在于离开燃烧室的燃烧排出物流中的实际CO₂的量而 变。在一些实施方式中，如上所述所回收的CO₂的量可以基本上为含 碳燃料在燃烧室中燃烧所形成的CO₂的量。

为实现高效操作，将离开增压单元620的CO₂循环流体加热至该 超临界流体具有低得多的比热时的温度能够是有利的。这相当于在比 较低的温度范围内提供非常大的热输入。使用外部热源(例如，相对低 温热源)为部分再循环CO₂循环流体提供额外加热允许热交换器单元 420在热交换器单元420(或者，当使用两个或多个热交换器的系列时， 第一热交换器)热端处的涡轮机排气物流50与再循环CO₂循环流体物 流236之间具有小温差的情况下操作。在具体实施方式中，使已增压 CO₂循环流体经过一个或更多个热交换器可用于将该已增压CO₂循环 流体物流加热至期望温度，用于使已增压CO₂循环流体物流进入燃烧 室中。在某些实施方式中，在将CO₂循环流体物流输入燃烧室之前， 已增压CO₂循环流体物流被加热到至少约200℃、至少约300℃、至少 约400℃、至少约500℃、至少约600℃、至少约700℃或至少约800℃ 的温度。在一些实施方式中，加热可以达到约500℃至约1,200℃、约 550℃至约1,000℃或约600℃至约950℃的温度。

图8图解了热交换单元420的一个实施方式，其中使用串联的三 个单独的热交换器从涡轮机排出物流50回收热，以提供处于合适条件 的CO₂循环流体物流60以便去除次要组分，以及同时，在使CO₂循环 流体物流236再循环并引入燃烧室中之前，向该已增压的超临界CO₂循环流体物流70(或85)添加热。如下面进一步描述的，本系统和方法 可由传统动力系统(例如，燃煤型发电厂)翻新以增加其效率和/或输出。 在一些实施方式中，如下所述的热交换单元420因此在这种翻新中可 被称为主热交换单元，其中还使用了次热交换单元(如图12所图解)。 次热交换单元因此可以是例如用于过热蒸汽物流的一个或更多个热交 换器。采用术语主热交换单元和次热交换单元不应被解释为限定本发 明的范围，而仅用于提供描述清晰度。

在图8的实施方式中，涡轮机排出物流50通过首先经过第一热交 换器430而进入热交换器系列420，以提供流52，其具有比涡轮机排 出物流50温度低的温度。第一热交换器430可被描述为高温热交换器， 因为其在该系列中接收最热的流，即，涡轮机排出物流50，并因此将 在热交换器系列420中的最高温度范围内热传递。如上所述，接收相 对高温涡轮机排出物流50的第一热交换器430可包括用于制备适合耐 受所述温度的热交换器的特种合金或其它材料。通过经过第一热交换 器430(其还可适用其它实施方式，其中使用小于三个或多于三个单独 热交换器)，涡轮机排出物流50的温度可被显著降低。在一些实施方 式中，离开第一热交换器430的流52的温度可比涡轮机排出物流50 的温度低至少约100℃、至少约200℃、至少约300℃、至少约400℃、 至少约450℃、至少约500℃、至少约550℃、至少约575℃或至少约 600℃。在具体实施方式中，流52的温度可以是约100℃至约800℃、 约150℃至约600℃或约200℃至约500℃。在优选实施方式中，离开 第一热交换器430的流52的压力基本类似于涡轮机排出物流50的压 力。具体地，离开第一热交换器430的流52的压力可以是涡轮机排出 物流50的压力的至少90％、至少91％、至少92％、至少93％、至少 94％、至少95％、至少96％、至少97％、至少98％、至少99％、至少 99.5％或至少99.8％。

使离开第一热交换器430的流52经过第二热交换器440，产生流 56，其温度小于进入第二热交换器440的流52的温度。第二热交换器 440可被描述为中间温度热交换器，因为其在中间温度范围热传递(即， 该范围小于第一热交换器430但大于第三热交换器450)。在一些实施 方式中，第一流52与第二流56之间的温差可显著小于涡轮机排出物 流50与离开第一热交换器430的流52之间的温差。在一些实施方式 中，离开第二热交换器440的流56的温度可比进入第二热交换器440 的流56的温度低约10℃至约200℃、约20℃至约175℃、约30℃至约 150℃或约40℃至约140℃。在具体实施方式中，流56的温度可以是 约75℃至约600℃、约100℃至约400℃或约100℃至约300℃。再次， 可能优选的是离开第二热交换器440的流56的压力可基本类似于流52 进入第二热交换器440的流52的压力。具体地，离开第二热交换器440 的流56的压力可以是进入第二热交换器440的流52压力的至少90％、 至少91％、至少92％、至少93％、至少94％、至少95％、至少96％、 至少97％、至少98％、至少99％、至少99.5％或至少99.8％。

使离开第二热交换器440的流56经过第三热交换器450，产生CO₂循环流体物流60，其温度小于进入第三热交换器450的流56的温度。 第三热交换器450可被描述为低温热交换器，因为其在热交换器系列 420的最低温度范围内热传递。在一些实施方式中，离开第三热交换器 450的CO₂循环流体物流60的温度可比进入第三热交换器450的流56 的温度低约10℃至约250℃、约15℃至约200℃、约20℃至约175℃ 或约25℃至约150℃。在具体实施方式中，流60的温度可以是约40℃ 至约200℃、约40℃至约100℃或约40℃至约90℃。再次，可能优选 的是离开第三热交换器450的CO₂循环流体物流60的压力可基本类似 于流52进入第三热交换器450的流56的压力。具体地，离开第三热 交换器450的CO₂循环流体物流60的压力可以是进入第三热交换器 450的流56的压力的至少90％、至少91％、至少92％、至少93％、至 少94％、至少95％、至少96％、至少97％、至少98％、至少99％、至 少99.5％或至少99.8％。

离开第三热交换器450的CO₂循环流体物流60(且因此通常离开 热交换器单元420)可被引入一个或更多个分离单元520，如上所述。 同样如上所述，该CO₂循环流体物流可经历一种或更多种类型的分离， 以从所述物流中除去次要组分，所述流然后被增压以作为再循环的循 环流体(其任选具有一部分CO₂，其被分离出来以进入CO₂管道或其它 隔离或处理装置，而不会排放到大气)返回燃烧室。

返回图8，已增压CO₂循环流体物流70(或者如果其首次经过分离 装置的话则为85，如图5所示)可被引导返回经过同一系列的三个热交 换器，以使最初经该热交换器所回收的热可被用于将热给予已增压 CO₂循环流体物流70(在其进入燃烧室220之前)。通常，经过三个热交 换器(450、440和430)而给予已增压CO₂循环流体物流70的热可与如 上所述通过该热交换器回收的热的量相对成比例。

在一些实施方式中，本发明可特征在于离开和进入热交换器冷端 (或系列中的最末一个热交换器)的温差。参考图8，这具体可涉及流60 与70的温差。所述流在热交换器冷端处(或系列中的最末一个热交换 器)的温差特定地大于零且可以在约2℃至约50℃、约3℃至约40℃、 约4℃至约30℃或约5℃至约20℃的范围。

在一些实施方式中，可使已增压CO₂循环流体物流70直接经过串 联的三个热交换器。例如，已增压CO₂循环流体物流70(即，在相对 低温下)可经过第三热交换器450而形成温度增加的流71，可使其直接 经过第二热交换器440而形成温度增加的流73，可使其直接经过第一 热交换器430，而形成可被引导至燃烧室220的高温增压CO₂循环流 体物流236。

然而，在特定实施方式中，本发明特征可在于使用外部热源进一 步增加再循环CO₂循环流体的温度。例如，如图8所图解，在使已增 压CO₂循环流体物流70经过第三热交换器450之后，所形成的流71 不是直接传递到第二热交换器440，而是使其经过分流组件460，其将 流71分成两个流71b和72a。可使流71b经过第二热交换器440，如 上另外所述。可使流72a经过侧加热器470，其可用于将除热交换器本 身所给予的热之外的额外量的热给予已增压CO₂循环流体物流70。

被引导至第二热交换器440和侧加热器470的来自流71的已增压 CO₂循环流体的相对量取决于工作条件以及用于进入燃烧室220的已 增压CO₂循环流体物流所所需最终温度可变。在某些实施方式中，引 导至第二热交换器440的流71b与引导至侧加热器470的流72a中的 CO₂摩尔比可以是约1:2至约20:1(即，流71b中的约1molCO₂/流72a 中的2molCO₂-流71b中的约20molCO₂/流72a中的1molCO₂)。在 另外的实施方式中，引导至第二热交换器440的流71b与引导至侧加 热器470的流72a中的CO₂摩尔比可以是约1:1至约20:1、约2:1至约 16:1、约2:1至约12:1、约2:1至约10:1、约2:1至约8:1或约4:1至约 6:1。

侧加热器可包括用于将热给予CO₂循环流体的任何装置。在一些 实施方式中，由侧加热器提供的能量(即，热)可从外部来源输入系统中。 然而，在根据本发明的具体实施方式中，通过使用循环中一个或更多 个位置处产生的废热能够增加循环的效率。例如，用于输入燃烧室中 的O₂的产生能产生热。已知的空气分离单元能产生作为分离过程的副 产物的热。此外，在增加的压力下提供O₂能够是有用的，诸如上所述， 而且气体的这种增压还能产生作为副产物的热。例如，O₂可通过操作 低温空气分离过程而产生，其中通过泵送已被有效加热至保持冷藏的 环境温度的液态氧，使氧在该过程被增压。这种低温泵送氧工厂可具 有两个空气压缩机，二者均能绝热操作，无需中间阶段的冷却，以使 热的增压空气可被冷却到接近和/或大于通过外部来源加热的流的温度 (例如，图8中的流72a)。在已知技术设置中，这种热未被使用，或者 其实际上可能是对系统的消耗，因为要求次冷却系统要消除副产物热。 然而，在本发明中，可使用冷却剂来回收从空气分离过程所产生的热 并将该热供应至图8所图解的侧加热器。在其它实施方式中，侧加热 器本身可以是空气分离单元(或相关的设备)，而CO₂循环流体(例如， 图8中的流72a)本身可以直接循环经过空气分离单元上的或与其相连 的冷却剂系统，以便回收在空气分离过程中产生的热。更具体而言， 所添加的热可通过绝热操作CO₂压缩机并在后冷却器中靠循环热传递 流体(该循环热传递流体传递压缩热来加热部分高压CO₂循环流体)除 去压缩热来获得，或者通过直接热传递至高压再循环CO₂循环流体物 流来获得(例如，图8中的流72a)。此外，这种热的添加不必局限于关 于图8所述的位置，但是可以在分离次要组分与CO₂循环流体之后的 任何位置被输入循环中(但是优选在CO₂循环流体从进入燃烧室的输入 的上游直接经过热交换器之前)。当然，任何类似的使用发电循环中所 产生的废物的方法也将被本公开包括，诸如使用合适冷凝温度下的流 供应或者来自传统开路循环气体涡轮机的热排气。

侧加热器470所给予的热量取决于所用的物质和装置以及用于进 入燃烧室220的CO₂循环流体物流236所达到的最终温度而变。在一 些实施方式中，侧加热器470将流72a的温度有效地增加至少约10℃、 至少约20℃、至少约30℃、至少约40℃、至少约50℃、至少约60℃、 至少约70℃、至少约80℃、至少约90℃或至少约100℃。在其它实施 方式中，侧加热器470将流72a的温度有效地增加约10℃至约200℃、 约50℃至约175℃或约75℃至约150℃。在具体实施方式中，侧加热 器470将流72a的温度增加到离开热交换器440的流73的温度的至少 约15℃内、至少约12℃内、至少约10℃内、至少约7℃或至少约5℃ 内。

通过其它热源的这种添加，离开第三热交换器450的流71可被过 热，从而超出如果流中的全部量的CO₂被引导经过第二热交换器440 时第二热交换器440中加热流71的可用热的能力。通过使所述物流分 离，第二热交换器440中可用的热可被全部给予流71b中的部分含量 的CO₂循环流体，而来自侧加热器470的热可被全部给予流72a中的 部分含量的CO₂循环流体。因此，可见当使用可选的分流法时，进入 第一热交换器430的合并流的温度可大于当流71中的全部量的CO₂循环流体被引导至第二热交换器440而不是如上所述被分流且单独加 热时离开第二热交换器440的流73的温度。在一些实施方式中，通过 分流法获得的增加的热可以是显著的，足以限定CO₂循环流体物流236 在进入燃烧室之前是否被充分加热。

如在图8中所见，使离开分流器460的流71b经过第二热交换器 440而形成流73，将其引导至混合器480，该混合器含有流73以及从 侧加热器470.排出的流72b。然后使合并流74经过第一热交换器430 以将CO₂循环流体加热至基本接近进入第一热交换器430时的涡轮机 排出物流的温度。与第一热交换器热端处的流体物流温度的这种接近 可适用使用少于三个或多个三个热交换器的本发明的其它实施方式， 且可适用CO₂循环流体自涡轮机排出之后经过其中的第一热交换器。 实现与第一热交换器热端处的流体物流温度的这种接近的能力可以是 本发明达到所需效率水平的关键特征。在某些实施方式中，从涡轮机 有序进入第一热交换器的涡轮机排出物流的温度(即，在涡轮机中膨胀 之后)与离开热交换器用于再循环到燃烧室中的CO₂循环流体物流的 温度之差可小于约80℃、小于约75℃、小于约70℃、小于约65℃、 小于约60℃、小于约55℃、小于约50℃、小于约45℃、小于约40℃、 小于约35℃、小于约30℃、小于约25℃、小于约20℃或小于约15℃。

如从上述可见，通过精确控制热交换器420热端(或者，图8图解 的系列中的第一热交换器430)处涡轮机排出物流50与再循环CO₂循 环流体物流236之间的温差，可极大促进本发明的系统和方法的效率。 在优选实施方式中，该温差小于50℃。尽管不希望被理论束缚，但是 已经发现，根据本发明，用于加热再循环CO₂循环流体可用的热(例如， 在一个或更多个热交换器中从涡轮机排出物流回收的热)可能不适于 充分加热再循环CO₂循环流体的总流。本发明已经意识到，这可通过 分开流71，以使流71b进入热交换器440而流72a进入外部热源470 来克服，该外部热源470提供额外的外部热来源，其将离开外部热源 470的流72b的温度升高至基本接近离开热交换器440的流73的温度， 如已经在上面所述。流72b和73然后合并形成流74。通过流热交换 器440冷端处的温差可控制71b(以及还有流72a)的流速。克服上述热 不适性所需的外部热的量可通过使流56的温度尽可能低然后最小化热 交换器440冷端温差而被最小化。存在于流56中的产生自燃烧产物的 水蒸气在取决于流56的组成及其压力的温度下达到其露点。在该温度 之下，水的冷凝大大增加流56到流60的mCp，且提供加热总循环流 70至流71所需的全部热。离开热交换器440的流56的温度优选可在 流56的露点的约5℃之内。在热交换器440冷端处流56与71之间的 温差优选可以是至少约3℃、至少约6℃、至少约9℃、至少约12℃、 至少约15℃、至少约18℃或至少约20℃。

返回图5，CO₂循环流体236在被再循环到燃烧室220之前被预热， 诸如关于至少一个热交换器420所述，该至少一个热交换器420接收 经过膨胀涡轮机320的热涡轮机排出物流50。为最大化该循环的效率， 能够有用的是，在尽可能与热气体入口路径以及高度受压涡轮机片的 可用构造材料一致的高入口温度下以及与系统操作压力一致的热交换 器420所允许的最大温度下操作膨胀涡轮机320。涡轮机入口流的热入 口路径以及第一排涡轮机叶片可通过任何有用的装置冷却。在一些实 施方式中，通过使用部分高压再循环CO₂循环流体可最大化效率。具 体地，低温CO₂循环流体(例如，在约50℃至约200℃范围内)可在热交 换器420的冷端之前从循环中回收，或者当使用一系列多个热交换器 单元时从热交换器420中的中间位置回收(例如，从图8中的流71、72a、 71b、72b、73或74)。叶片冷却流体可从涡轮机叶片的孔中排出并被 之间输入涡轮机流中。

高效燃烧室的操作，诸如本文所述的蒸发冷却燃烧室，能产生为 含有过量氧浓度(诸如在约0.1％至约5mol％范围内)的氧化气体的燃烧 气体。可选地，燃烧室能产生为含有一定浓度的一种或更多种H₂、CO、 CH₄、H₂S和NH₃的还原气体的燃烧气体。这是特别有利的，因为根据 本发明，使用仅具有一个涡轮机单元或一系列涡轮机单元(例如，2、3 或更多单元)的动力涡轮机成为可能。有利的是，在使用一系列涡轮机 的特定实施方式中，所有单元能在相同的入口温度下操作，而且这对 于给定的第一涡轮机进料压力和总压力比可允许动力输出最大化。

使用还原模式中串联操作的两个涡轮机330、340的涡轮机单元 320的一个实例示于图9中。如在该图中所见，燃烧产物物流40被引 导至第一涡轮机330。在这些实施方式中，燃烧产物物流40被设计(例 如，通过控制所用的燃料、所用的O₂的量以及燃烧室的操作条件)成其 中含一种或更多种可燃组分的还原气体，如上所述。燃烧产物物流40 经第一涡轮机330膨胀而发电(诸如与发电机相连，在该图解中未显示) 并形成第一排出物流42。在引入第二涡轮机340中之前，可将预定量 的O₂加至第一涡轮机排出物流42，以燃烧第一涡轮机排出物流42中 存在的可燃组分。这留下过量氧，同时将第二涡轮机单元340的入口 温度升至与第一涡轮机单元330的入口温度基本相同的值。例如，来 自第一涡轮机单元330的排出物流42的温度可在约500℃至约1,000℃ 的范围内。当在还原模式时，在该温度下添加O₂至排出物流42可使 流中的气体通过过量燃料的燃烧而被加热至约700℃至约1,600℃范围 内的温度，其与离开燃烧室220进入进入第一涡轮机单元330的燃烧 产物物流40的温度范围基本相同。换言之，在两个涡轮机每一个的入 口处，操作温度基本相同。在具体实施方式中，涡轮机入口处操作温 度的差异不超过约10％、不超过约9％、不超过约8％、不超过约7％ 或不超过约6％、不超过约5％、不超过约4％、不超过约3％、不超过 约2％或不超过约1％。在残留燃料剩余的意义上，还可实施其它涡轮 机单元的类似再加热步骤。如果需要，通过在输氧燃烧空间使用合适 的催化剂，可增强燃烧。

在下面更进一步地讨论根据本发明的使用多个涡轮机以及任选多 个燃烧室的这种系统和方法的优势。在某实施方式中，如本文所述的 动力循环可用于改进翻新现有的发电设备，诸如通过向传统朗肯循环 发电设备的蒸汽过热循环引入高压、高温加热流体(例如，本文所述的 涡轮机排出物流)。其可以是燃煤型或核发电设备，其具有沸水反应堆 (BWR)或压水反应堆(PWR)热循环。通过将蒸汽过热至相比现有系统中 产生的过热蒸汽的最大温度高得多的温度，这有效增加蒸汽朗肯循环 发电设备的效率和动力输出。在煤粉燃烧锅炉的情况中，蒸汽温度目 前可达约600℃，而核发电设备的蒸汽条件一般至多约320℃。使用在 本发明系统和方法中可能伴随热交换的过热，蒸汽温度可被升至高于 700℃。这导致热能直接转化为额外的轴功率，因为燃烧而使蒸汽过热 的额外燃料被转化为蒸汽基发电设备中额外的动力，而不会增加浓缩 蒸汽的量。这可通过提供次热交换单元来实现。例如，关于本发明方 法和系统所述的涡轮机排出物流在经过主热交换单元之前可被引导经 过次热交换单元，如本文另外所述。次热交换单元中所获得的热可用 于过热来自锅炉的蒸汽，如上所述。过热的蒸汽可被引导至一个或更 多个涡轮机以发电。经过次热交换单元之后的涡轮机排出物流然后可 被引导至主热交换单元，如本文另外所述。这种系统和方法描述于实 施例2中且在图12中图解。另外，能够从最末的蒸汽涡轮机入口获取 低压蒸汽并使用其来加热部分再循环CO₂循环流体，如上所述。在具 体实施方式中，来自蒸汽发电设备的冷凝物在脱气之前可使用CO₂循 环流体物流被加热至中间温度，该CO₂循环流体物流离开热交换器单 元的冷端(例如，在一些实施方式中，处于约80℃的温度)。这种加热 通常使用取自最末的LP蒸汽涡轮机阶段入口的流出蒸汽(bleed steam)，这样目前侧流加热的缺乏对蒸汽发电设备的净影响通过预热保 存流出蒸汽的冷凝物来补偿。

上述概述发电方法(即，动力循环)可按照本发明使用如本文所述的 合适的发电系统来实施。一般而言，根据本发明的发电系统可包括本 文所述的与发电方法相关的任意组件。例如，发电系统可包括在O₂和 CO₂循环流体存在下燃烧含碳燃料的燃烧室。然而，具体地，燃烧室 可以是如本文所述的蒸发冷却燃烧室；还可以使用能够在本文另外所 述条件下操作的燃烧室。特定地，燃烧室可特征在于与其操作的燃烧 条件以及燃烧室本身的具体组件有关。在一些实施方式中，所述系统 可包括一个或更多个用于提供含碳燃料(和任选的流化介质)、O₂和CO₂循环流体的注射器。该系统可包括用于除去液态渣的组件。燃烧室在 固体灰分颗粒可被从气体中有效过滤的温度下产生燃料气体，而且该 气体可与淬火CO₂混合并在第二燃烧室中燃烧。燃烧室可包括至少一 个燃烧阶段，其在CO₂循环流体存在下燃烧含碳燃料，以在如本文所 述的压力和温度下提供包含CO₂的燃烧产物物流。

该系统还可包括与燃烧室流体连通的发电涡轮机。该涡轮机可具 有用于接收燃烧产物物流的入口和用于释放含CO₂的涡轮机排出物流 的出口。随着流体物流膨胀，可发电，涡轮机被设计为使流体保持在 所需压力比(I_p/O_p)，如本文所述。

该系统还包括至少一个与涡轮机流体连通的热交换器，用于接收 涡轮机排出物流并使所述物流冷却而形成冷却的CO₂循环流体物流。 同样，所述至少一个热交换器可用于加热杯输入燃烧室中的CO₂循环 流体。具体而言，热交换器可特征在于构造其的材料，其允许在特定 条件下操作，如本文所述。

该系统还可包括一个或更多个用于将离开热交换器的CO₂循环流 体物流分成CO₂和一个或更多个用于回收或处理的其它组分的设备。 具体地，该系统包括用于从CO₂循环流体物流分离水(或本文所述的其 它在杂质)的装置。

该系统还可包括一个或更多个与所述至少一个热交换器流体连通 (和/或与一个或更多个分离设备流体连通)、用于压缩已纯化CO₂循环 流体的设备(例如，压缩机)。此外，该系统可包括用于将CO₂循环流体 分成两个流的装置，一个流用防御经过热交换器并进入燃烧室中，而 第二流用于输送到增压管道中(或其它装置，以隔离和/或处理CO₂)。

在一些实施方式中，甚至更多的组件可包括在该系统中。例如， 该系统可包括O₂分离单元，用于输送O₂到燃烧室中(或者到注射器或 类似设备中，用于混合O₂与一种或更多种其它物质)。在一些实施方式 中，空气分离单元可产生热。因此，系统还包括一个或更多个热传递 部件能够是有用的，所述热传递部件将来自空气分离单元的热传递至 燃烧室上游的CO₂循环流体物流。在另外的实施方式中，根据本发明 的系统可包括本文另外所述的关于发电循环和发电方法的任意和全部 组件。

在另外的实施方式中，本发明包括特别用于使用在燃烧时留下不 燃性残留物的燃料(诸如煤)而发电的系统和方法。在某些实施方式中， 此种不燃性物质通过使用合适的装置可从燃烧产物物流中除去，诸如 图4所图解的污染物去除装置。然而，在其它实施方式中，通过使用 多燃烧室系统和方法处理不燃性物质能够是有用的，如在图10中所图 解的。

如图10所示，可使煤燃料254经过磨机装置900以提供粉煤。在 其它实施方式中，煤燃料254可在颗粒化条件下供应。在具体实施方 式中，该煤可具有约10μm至约500μm、约25μm至约400μm或约 50μm至约200μm的平均粒度。在其它实施方式中，煤可被描述为大 于50％、60％、70％、80％、90％、91％、92％、93％、94％、95％、96％、 97％、98％、99％或99.5％的煤颗粒具有小于约500μm、450μm、400μm、 350μm、300μm、250μm、200μm、150μm或100μm的平均尺寸。 粉煤鳄鱼流化物质混合，以提供浆料形式的煤。在图10中，粉煤在混 合器910中与来自再循环CO₂循环流体的CO₂侧馏分68组合。在图 10中，CO₂侧馏分68取自流67，其已经经历过要提供超临界、高密 度态的CO₂循环流体的处理。在具体实施方式中，用于形成煤浆料的 CO₂可具有约450kg/m³至约1,100kg/m³的密度。更具体而言，CO₂侧 馏分68可与粒状煤相结合而形成浆料255，其含有例如约10wt％至约 75wt％或约25wt％至约55wt％的粒状煤。此外，来自用于形成浆料 的侧馏分68的CO₂可处于小于约0℃、小于约-10℃、小于约-20℃或 小于约-30℃的温度。在另外的实施方式中，来自用于形成浆料的侧馏 分68的的CO₂可处于约0℃至约-60℃、约-10℃至约-50℃或约-18℃ 至约-40℃的温度。

将粉煤/CO₂浆料255从混合器910经泵920被转移到部分氧化燃 烧室930。使用空气分离单元30形成O₂物流，该空气分离单元将空气 241分成纯化O₂，如本文所述。该O₂物流被分流成被引导至部分氧化 燃烧室930的O₂物流243以及被引导至部分氧化燃烧室220的O₂物 流242。在图10的实施方式中，CO₂物流86取自再循环CO₂循环流体 物流85，用于冷却部分氧化燃烧室930。在另外的实施方式中，用于 冷却部分氧化燃烧室930的CO₂可取自流236而不是流86，或者该 CO₂可取自流86和流236。优选地，所取的CO₂的量足以冷却流256 的温度，以使得灰分以可被安全去除的固体形式存在。如本文另外所 述，CO₂、煤和O₂按下述比例供应至部分氧化燃烧室930，该比例使 得煤仅被部分氧化而产生部分氧化的燃烧产物物流256，其包含CO₂连同H₂、CO、CH₄、H₂S和NH₃中的一种或更多种。CO₂、煤和O₂也 以必需的比例被引入部分氧化燃烧室930中，以使得部分氧化燃烧产 物物流256的温度足够低，以致所述物流256中存在的所有灰分处于 能够被一个或更多个旋风分离器和/或过滤器容易去除的固体颗粒形 式。图10的实施方式图解了经由滤器940的灰分去除。在具体实施方 式中，部分氧化燃烧流256的温度可以小于约1,100℃、小于约1,000℃、 小于约900℃、小于约800℃或小于约700℃。在另外的实施方式中， 部分氧化燃烧流256的温度可以是约300℃至约1,000℃、约400℃至 约950℃或约500℃至约900℃。

经过滤的部分氧化燃烧流流257可被直接输入第二压缩机220中， 其可以是蒸发冷却燃烧室，如本文另外所述。该输入连同O₂物流242 和再循环CO₂循环流体物流236一起供应。在该位置的燃烧可如本文 另外所述类似进行。部分氧化燃烧流256中的可燃物质在O₂和CO₂ 存在下在燃烧室220中燃烧，产生燃烧流40。使所述物流经过涡轮机 320膨胀而发电(例如，经发电机1209)。使涡轮机排出物流50经过热 交换器单元420(其可以是一系列热交换器，诸如关于图8所述)。使 CO₂循环流体物流60经过冷水热交换器530形成流61，将其传递至分 离器540，以去除流62中的次要组分(例如，H₂O、SO₂、SO₄、NO₂、 NO₃和Hg)。分离器540可基本类似于下面关于图12所述的柱1330。 优选地，分离器540包括反应器，其提供具有足够停留时间的接触器， 以使得杂质能与水反应形成易于去除的物质(例如，酸)。使已纯化的 CO₂循环流体物流65经过第一压缩机630而形成流66，使其用冷水热 交换器640冷却，以提供超临界、高密度CO₂循环流体67。如上所述， 一部分流67可作为流68被回收用作混合器910中的流化介质，以形 成煤浆料流255。所述超临界、高密度CO₂循环流体物流67另外被进 一步在压缩机650中增压，以形成增压、超临界、高密度CO₂循环流 体物流70。流70中的一部分CO₂可在位置720被回收，如本文关于 图5和图11所述，以将流80供应至CO₂管道或其它隔离装置。剩余 部分的CO₂作为增压、超临界、高密度CO₂循环流体物流85继续进行， 其中的一部分可作为流86回收，用于冷却部分氧化燃烧室930，如上 所述。另外，使流85返回经过热交换器420(或系列热交换器，如关 于图8所述)，以加热所述物流并最终形成用于输入至燃烧室220的再 循环CO₂循环流体物流236。如上所述，外部热源可与热交换器单元 420结合使用，以提供必要的效率。同样，如本文另外所述的其它系统 和方法参数可应用于根据图10所述的系统和方法，诸如流温度和压力， 以及涡轮机单元320、热交换器单元420、分离单元520和压缩机单元 630的从其它操作条件。

上述公开内容指向目前所公开的系统和方法的若干要素，其能够 提供迄今为止现有技术中还未公开的出乎意料的效率提高。令人惊讶 的是，本发明甚至是更进一步有益的，这是因为通过在如本文所述的 使用CO₂工作流体的封闭式发电循环的任何位置处使用定向温降和/或 压降可实现显著的额外的收获。膨胀器和燃烧室的特定组合能够适于 串联或并联操作，能够包括多种条件(其中燃烧室中流体的加热和/或膨 胀器中流体的冷却是任选的)，以及能够位于封闭式循环的一个或更多 个部分中，以便以迄今为止还未被认识到的方式来回收可用能量。

例如，在特定实施方式中，本公开的系统和方法包括涡轮机系统， 通过使用一个或更多个额外涡轮机，其适于最大化功率输出，用于给 定的固定的高压再循环CO₂物流和压力。在具体实施方式中，该额外 涡轮机中的一个或更多个能够从第一涡轮机中带走部分或全部的排出 物流。来自第一涡轮机的流可任选使用第二氧-燃料燃烧室进行再热， 并且该再热流然后通过一个或更多个额外涡轮机被膨胀至近大气压。 来自一个或更多个额外膨胀器的流可用于提供用于加热循环高压流的 总冷却流的至少一部分。

第二涡轮机(或者系列在的随后的涡轮机)的入口压力可由第一涡 轮机(或系列中的紧接的上游涡轮机)的排出压力减去经过涡轮机之间 的管道和任何插入的燃烧室的压降来定义。进一步，第二涡轮机(或者 系列中随后的涡轮机)的排出温度可通过使由最高压涡轮机的入口流 压力来定义的压力下的同流换热器的设计温度最大化来定义。

在一个实施方式中，可使用两个涡轮机，并且来自第一涡轮机的 全部流可被再热并与第二插入燃烧室中烃和/或碳质气体燃料与纯氧的 燃烧产物混合，然后在第二涡轮机中膨胀，产生额外的轴功率。因为， 第二涡轮机的出口温度通过同流换热器的设计条件确定，因此在确定 了第二涡轮机出口压力之后，类似地确定第二涡轮机的入口温度。

在一些实施方式中，所公开的系统和方法中所用的一个或更多个 涡轮机可适于从涡轮机轴功率提供机械能(即，而不是产生电能)。一个 或更多个涡轮机因此可与本系统和方法中的一个或更多个额外组件 (例如，压缩机、泵、空气分离单元)处于机械工作连接。例如，多个涡 轮机可与主齿轮箱处于机械连接，该主齿轮箱可与包括发动机在内的 一个或更多个额外组件处于机械连接。在另一实例中，多个涡轮机可 各自单独与使用来自涡轮机的轴功率的单组件处于机械连接。在其它 实施方式中，机械工作连接可与其它系统或方法结合使用。具体而言， 受益于来自机械转动的功率供给的任何工业系统或方法可与目前公开 的系统和方法相结合。

在进一步的实施方式中，第二涡轮机(或当使用三个或更多个涡轮 机时额外的涡轮机)的功率输出可通过操作而最大化，以使涡轮机的排 出压力接近大气压。具体地，这可考虑到经过总发电循环(power productioncycle)的同流热交换器、环境冷却器和液体水分离器组件的 压降。压力优选可高于0.9巴(0.09MPa)，以避免再循环CO₂压缩机中 的大体积流量。

在一些实施方式中，根据本公开内容可使用单多级涡轮机。在其 它实施方式中，可使用多个单级涡轮机。

第二涡轮机的固定出口温度可导致由第一涡轮机出口压力和第二 涡轮机压力比定义的入口温度。一般而言，已经发现第一涡轮机入口 温度此刻可固定在与设计、材料和寿命考量一致的最高可能值，这意 味着与单涡轮机情况相比，第一涡轮机功率输出可显著提高。其原因 在于因为所有的第一涡轮机输出流此刻进入了第二涡轮机，此刻对由 同流热交换器的设计条件引起的第一涡轮机出口温度不再具有温度限 制，这是因为第一涡轮机出口流不再经过同流热交换器。由于第二氧- 燃料燃烧室(在第一温度流完全进入第二涡轮机的情况下，第二氧-燃料 燃烧室通过直接燃烧而加热第二涡轮机入口流)，第二涡轮机入口温度 可高于第一涡轮机排出温度。

对于单涡轮机和两涡轮机情况而言，至第一燃烧室的再循环CO₂入口温度和第二涡轮机出口温度实际上是相同的，如对进入第二涡轮 机的全部第一涡轮机排出物流所定义的。然而，通过使用第一燃烧室 中更多气态燃料的氧-燃料燃烧来增加入口温度，第一涡轮机的功率输 出得到显著提高。在两涡轮机情况中燃烧的额外的燃料的值以近100％ 的效率被转化成轴功率。这导致相比单涡轮机系统而言两涡轮机系统 的总功率输出和效率显著增加。两涡轮机系统在安装设备及成本上的 增长基本上类似单涡轮机情况并且增加了第二涡轮机和燃烧室再加上 额外的再循环压缩机，以便使压力从近大气压增加至单涡轮机情况的 冷却涡轮机出口压力。相比多达280％的功率输出增加，这不算是一个 大的成本增长。使用系统的代表性真实工艺设计数目，使用天然气燃 料的效率在低加热值基础上在ISO条件(其中所有CO₂在大气压下产生) 下在58.5％至62％范围内。将CO₂净产物压缩至300巴(30MPa)将会 将这些效率降低约1.8个百分点，这主要取决于压缩机和涡轮机效率。

一旦加热高压再循环CO₂所需量的涡轮机流已经用在同流热交换 器中，则第二燃烧室中所用的额外的燃料和氧加至第二涡轮机流并产 生可用于其它加热负荷的少量的额外的涡轮机排气物流。当全部第一 涡轮机流传递到第二涡轮机时，这种额外的少量流通常在全部第二涡 轮机流的4％-8％范围内。处于涡轮机排出温度下的这种流可用于预热 两个涡轮机中的燃料以及第二燃烧室中所用的氧化剂。注意第一燃烧 室中所用的氧化剂通常用CO₂稀释并在同流热换热器中加热。

两涡轮机系统可使用低温水平热以有助于加热高压CO₂再循环物 流，其通常源自对低温空气分离设备的至少部分空气进料的绝热压缩。 在一些实施方式中，过量第二涡轮机排出物流中存在的部分热能可用 于提供至少部分的此种低温水平再循环CO₂加热负荷。在近大气压的 排出压力下操作第二涡轮机意味着第一燃烧室所需的部分氧气可产自 近大气压下的氧气厂。在液体水分离之后，其然后可与再循环CO₂在 约大气压下混合，产生15％-40％molO₂的组合物，其然后被压缩至 CO₂高压再循环物流的排出压力，压力增量等于经过第一燃烧室燃烧 室系统的压降。这可提供在燃烧室所需要较高压力下从空气分离设备 生产氧气的可选方法。

在一些实施方式中，第二涡轮机中的流可受限于含CO₂含量的量， 其等于第一和第二燃烧室中所用燃料中存在的氧化碳。在这种情况中， 可使近大气压下的整个第二膨胀器排出物流经过同流热交换器中的单 独的一组通道。在离开同流热交换器的冷却端后其可被排出到大气。 如果净CO₂产物要进行回收处置，则其可被压缩至高压再循环CO₂压 缩机的吸入压力，并且在该处压力直至进入同流热交换器的再循环压 力的任何压力下产生，用以输送至管道系统进行处置。

在两涡轮机系统的一个实施方式中，全部第一涡轮机流可经过第 二涡轮机，其具有近大气排出压力。一些实施方式可与用于将天然气 从LNG接收末端输送到高压天然气管道系统中的增压液化天然气加热 设施相结合。使用单涡轮机的这种系统描述与共同未决的美国专利申 请第13/666,522号中，并且其公开内容通过参考以其整体并入本文。 在这种实施方式中，在液体水分离之后来自第二涡轮机的近大气压 CO₂可被压缩至约6巴(0.6MPa)至约10巴(1MPa)范围内的压力，该压 力高于CO₂冻结压力，5.18巴(0.518MPa)。CO₂气体然后在干燥剂干 燥器中被干燥至–56℃以下的露点，并使其进入液化热交换器中，在那 里其通过入口条件下的高压天然气流液化，所述入口条通常具有约40 巴(4MPa)至约70巴(7MPa)范围内的压力以及约-160℃至约-140℃范 围内的温度在。天然气在与CO₂入口温度相差接近约10℃至约20℃的 温度离开CO₂液化器。液化CO₂在多级离心泵中被泵至所需的CO₂再 循环压力。在约6巴(6MPa)至10巴(1MPa)压力下净CO₂产物作为液 体产自工厂。这种液体CO₂可容易地运送进行处置或用于强化采油。 这种应用描述与Palmer等的美国专利公开第2012/0067568号，其公开 内容通过参考以其整体并入本文。在其用于强化采油的情况中，可对 O₂及惰性气体含量进行调整，以落入ppm范围，从而满足所需的纯度 规定。该系统的特定变量在于以约6.5巴(0.65MPa)至约10.5巴(1.05 MPa)范围内的排出压力操作第二涡轮机，以使得在冷却之后在同流热 交换器、环境冷却器和水分离中无需CO₂压缩机。第二涡轮机的入口 温度由于较低压力比将会降低。由于CO₂压缩功率显著降低以及天然 气节省(该天然气正常将在水下燃烧水浴加热器中消耗，用于将高压冷 天然气温度提高至近环境温度，以实现管道输送)，这些实施方式中的 两者能够提供非常高的效率。

实施例

实验

下面关于具体实施例进一步描述本发明。所述实施例被提供以阐 述本发明的某些实施方式且不应被解释为限制本发明。

实施例1使用再循环CO₂循环流体借助甲烷燃烧的发电的系统和方法

根据本发明的系统和方法的一个具体实施例在图11中图解。下面 的描述针对具体条件下的具体循环使用计算机模拟对该系统进行描 述。

在该模型中，使温度为134℃且压力为30.5MPa的甲烷(CH₄)燃料 物流254与再循环CO₂循环流体物流236在860℃的温度和30.3MPa 的压力(且因此其处于超临界流体状态)下在混合器252中结合，然后引 入蒸发冷却燃烧室220。空气分离单元30用于提供温度为105℃且压 力为30.5MPa的浓缩O₂242。该空气分离单元还产生热(Q)，该热被 转移用在过程中。O₂242在燃烧室220中与甲烷燃料物流254和CO₂循环流体236结合，燃烧在该燃烧室中发生，提供温度为1189℃且压 力为30MPa的燃烧产物物流40。CO₂、O₂和甲烷以约35:2:1的摩尔 比供应(即，lbmol/hr–每小时磅摩尔数)。在该实施方式中的燃烧使用 比率为344,935Btu/hr(363,932kJ/hr)的能量输入。

燃烧产物物流40经320膨胀，产生885℃的温度和5MPa的压力 下的涡轮机排出物流50(涡轮机排出物流50中CO₂的处于气态)。燃烧 产物物流40经过涡轮机320的膨胀以83.5千瓦/小时(kW/hr)的比率发 电。

然后，使涡轮机排出物流50经过一系列三个热交换器，以连续冷 却所述物流，以除去次要组分。经过第一热交换器430产生温度为 237℃且压力为5MPa的流52。使流52经过第二热交换器440，产生 温度为123℃且压力为5MPa的流56。使流56经过第三热交换器450， 产生温度为80℃且压力为5MPa的流60。

在使再循环CO₂循环流体经过洗礼热交换器之后，通过经过冷水 热交换器530，使流60被更进一步冷却。使温度为24℃的水(C)循环 经过冷水热交换器530，以将CO₂循环流体物流60冷却至温度为27℃， 并因此使使CO₂循环流体物流存在的任意水冷凝。然后使冷却的CO₂循环流体物流61经过分离单元540，以使得液态水作为流62a被移走 并排出。将“干燥的”CO₂循环流体物流65在34℃的温度和3MPa的 压力从水分离单元540排出。

接下来，使干燥的CO₂循环流体物流65(其仍处于液态)以两步增 压方案经过第一压缩单元630。CO₂循环流体物流被增压至8MPa，这 同样将CO₂循环流体物流的温度升至78℃。这需要5.22kW/hr的功率 输入。然后使该超临界流体CO₂循环流体物流66经过第二冷水热交换 器640，在那里所述超临界流体CO₂循环流体物流66用温度为24℃的 水冷却，产生温度为27℃、压力为8MPa以及密度为762kg/m³的冷 却超临界流体CO₂循环流体物流67。然后使所述物流经过第二压缩单 元650，形成温度为69℃且压力为30.5MPa的已增压CO₂循环流体物 流70。这需要8.23kW/hr的功率输入。使所述物流经过管道分流器720， 藉此将1lbmolCO₂经流80引导至增加管道，以及34.1lbmolCO₂作为 流85引导返回经过三个热交换器的系列，以在进入燃烧室220之前再 加热CO₂循环流体物流。

使已增压CO₂循环流体物流85经过第三热交换器450，形成温度 为114℃且压力为30.5MPa的流71。使流71经分流器460，以使得 27.3lbmol的CO₂作为流71b被引导至第二热交换器440，而6.8lbmol 的CO₂在流72a中被引导经过侧加热器470。流71b和流72a各具有 114℃的温度和30.5MPa的压力。侧加热器470使用来自分离单元30 的热(Q)，以向CO₂循环流体物流提供额外的热。流71b经过第二热交 换器440产生温度为224℃且压力为30.5MPa的流73。流72a经过侧 加热器470形成流72b，其同样处于224℃的温度和30.4MPa的压力。 流73和72b在混合器480中合并而形成温度为224℃且压力为30.3 MPa的流74。然后使流74经过第一热交换器430，以提供温度为860℃ 且压力为30.0MPa的再循环CO₂循环流体物流236，用于输入返回燃 烧室220中。

如上所述，基于所产生的能量相比甲烷燃料的LHV和输入该系统 中的额外的能量，计算上述模拟循环的效率。在模拟条件下，获得约 53.9％的效率。这是特别惊人的，因为在防止任何CO₂(特别是来自含 碳燃料燃烧产生的任意CO₂)的大气排放的同时还能实现如此优良的效 率。

实施例2使用再循环CO₂循环流体借助粉煤发电设备翻新发电的系统 和方法

根据本发明的系统和方法的另一具体实施例在图12中图解。下面 的描述针对具体条件下的具体循环使用数学模拟对该系统进行描述。

该模型阐述了针对传统粉煤燃煤发电设备如翻新如本文所述的系 统和方法的能力。

将压力为30.5MPa的O₂物流1056连同压力为30.5MPa的含碳燃 料1055(例如，通过部分氧化阐述的煤衍生的气体)和压力为30.5MPa 的CO₂循环流体物流1053引入蒸发冷却燃烧室220中。该O₂可从能 够产生热(Q)的空气分离器或类似设备收到，所述热可被转移用于系统 中，诸如产生用于膨胀的蒸汽或将热添加至冷却的CO₂循环流体物流。 燃料在燃烧室220中的燃烧产生温度为1,150℃且压力为30.0MPa的 燃烧产物物流1054。使所述物流经涡轮机320(其提出可被称为主发电 涡轮机)膨胀，从而通过驱动发电机1209而发电。将温度为775℃且压 力为3.0MPa的膨胀涡轮机排出物流1001引入热交换器1100的热端， 在那里来自涡轮机排出物流1001的热被用于过热传统粉状燃煤发电设 备1800中产生的高压蒸汽物流1031和中间压力蒸汽物流1032。锅炉 给水1810和煤1810被输入发电设备1800，以通过煤1810的燃烧产生 蒸汽物流1031和1032。热交换器中的热传递将蒸汽物流1031和1032 从约550℃的温度过热至约750℃的温度，形成蒸汽物流1033和1034， 其被返回至如下所示的发电设备。该方法获得非常高的蒸汽温度，而 无需在接近大气下燃烧煤的传统发电设备的大蒸汽锅炉中使用的昂贵 的高温合金。蒸汽物流1033和1034在驱动发电机1210的三阶段涡轮 机1200(其通常被称为次要发电涡轮机)中膨胀。离开涡轮机1200的蒸 汽1035在冷凝器1220中冷凝。将已处理的冷凝物1036使用给水泵 1230泵至高压，然后蒸发并在燃煤型锅炉1800中过热，以排放到热交 换器1100中，如上所述。该系统用于增加功率输出和现有燃煤发电设 备的效率。

扩散粘结型紧凑板式热交换器，其在高温材料(诸如上述合金之一) 制造的板中具有化学铣制的散热片

热交换器100是Heatric型粘结型板式热交换器，其具有典型用高 温高镍含量合金诸如617合金构造的化学铣制的通道，所述换热器能 够处理高压和高温，允许显著的蒸汽过热及在氧化条件下的操作。该 热交换器是高效热传递单元，对所有流体都具有高热传递系数。

图12中图解的剩余部分的系统和方法的结构和操作类似于本文另 外所述的系统和方法。具体地，膨胀涡轮机排出物流1001在热交换器 1100冷却，并作为排出物流1037离开热交换器1100的冷端，该排出 物流温度为575℃。然后使所述物流1037经过第二热交换器1300，在 那里其被冷却至90℃的温度和2.9MPa的压力，形成流1038。所述物 流在第三热交换器1310中依靠来自发电设备冷凝器1230的一部分冷 凝物1057被进一步冷却至40℃的温度，形成流1039，其依靠冷水热 交换器1320中的冷却水被进一步冷却至27℃的温度，形成压力2.87 MPa为的流1040。热交换器1300可以是Heatric310不锈钢扩散粘结 单元。

将30℃的冷却流1040进料至填充柱1330的底部，该填充柱装备 有循环泵1340，其用于提供逆流弱酸循环系统，在进气与涤气弱酸之 间产生逆流接触。SO₂、SO₃、NO和NO₂被转化为HNO₃和H₂SO₄并 连同冷凝水和任何其它水溶性组分一起被液体吸收。将来自柱1330的 净液体产物在管道中1042移走，使压力降至大气压，并进入分离器 1360。溶解的CO₂在管道1043中闪蒸并使用泵1350压缩至2.85MPa 的压力，作为流1044流出并加入离开柱1330顶部的流1045。这些合 并的流形成将被再循环回到燃烧室中的CO₂循环流体。水中的稀释的 H₂SO₄和HNO₃作为流1046从分离器1360的底部离开。浓度取决于 燃料组成以及接触柱1330中的温度。注意硝酸优选存在于酸流1046 中，因为硝酸会与所存在的任何汞反应并将该杂质完全除去。

进入压缩机1380中的再循环CO₂循环流体物流首先在干燥剂干燥 器中被干燥至约-60℃的露点，然后使用低温分离方案进行纯化以去除 O₂、N₂和Ar，诸如欧洲专利申请EP1952874A1中所示，该专利通过 参考并入本文。

将在8.5MPa的压力下离开压缩机1380的压缩、再循环CO₂循环 流体物流1047依靠冷水热交换器1370中的27℃的冷却水冷却，形成 密集的超临界CO₂流体物流1048，其在泵1390中被泵至30.5MPa的 压力和74℃的温度，形成高压、再循环CO₂循环流体物流1050。一 部分CO₂作为CO₂产物物流1049从流1050中去除，以进行隔离或其 它处理，而没有向大气排放。在该实施方式中，将该CO₂产物物流1049 压力降低至约20MPa的所需管道压力并使其递送到CO₂管道中。

剩余部分的高压再循环CO₂循环流体物流(此刻为流1051)进入热 交换器1300的冷端。所述物流是74℃的密集超临界流体，其必须接收 大量的低品位热，以使其转化为在温度237℃具有低得多的比热的流 体。在该实施方式中，这种低品位热通过0.65MPa压力下的LP蒸汽 物流1052以及来自供应O₂物流1056的低温氧厂中的空气压缩机的绝 热压缩热来提供，该LP蒸汽物流取自进入传统发电设备的低压蒸汽涡 轮机的蒸汽物流。低压蒸汽作为流1301离开热交换器1300。任选地， 全部的热可通过使用压力多达3.8MPa的、来自燃煤发电设备的多个 可用蒸汽物流来提供。该能量还可从空气分离单元形成的热(Q)来提 供，如上所述。对部分再循环CO₂物流的这种侧流加热提供了在热交 换器1300冷端处所需的大部分热，并允许在热交换器1300的热端仅 有约25℃的小温差，这增加了总效率。

高压、高温、再循环CO₂循环流体物流1053以550℃的温度离开 热交换器1300并进入燃烧室220，在那里其用于冷却源自含97mol％ 氧气流1056的天然气流1055(在该实施方式中)的燃烧气体，以产生燃 烧产物物流1054，如上所述。在该实施方式中，涡轮机热路径和首排 涡轮机叶片使用取自泵排出物流1050温度为74℃的CO₂物流1058来 冷却。

如果上述系统作为独立式发电设备且使用以纯CH₄模拟的天然气 燃料来操作，则再循环CO₂物流1053在约750℃的温度进入燃烧室， 而涡轮机排气1001在约775℃的温度进入热交换器1300。

本实施方式中的独立式动力系统的效率是53.9％(LHV)。该数字包 括低温O₂厂和天然气进料及CO₂压缩机的动力消耗。如果燃料是热值 为27.92Mj/kg的模拟煤(例如，部分氧化，灰分在第一燃烧室和过滤单 元中去除，之后在第二燃烧室中燃烧燃料气体和CO₂混合物)，则效率 将是54％(LHV)。在两种情况中，事实上100％源自燃料中的碳的CO₂在20MPa管道压力下产生。

上面所述且在图12中所图解的使用煤燃料的系统和方法特征可在 于适用具有下述特定参数的发电设备。根据本发明转化燃粉煤型发电 设备的效果如下计算：

蒸汽条件HP蒸汽：16.6MPa、565℃，流速：47314kg/sec

LP蒸汽：4.02MPa、565℃，流速：371.62kg/sec

净功率输出：493.7.Mw

现有设备用煤：1256.1Mw

净效率(LHV)：39.31％

CO₂捕获％：0

使用引入目前的系统和方法的现有设备改良的转化厂：

CO₂动力系统净功率输出：371.7Mw

现有设备净过功率：639.1Mw

总净过滤：1010.8Mw

CO₂动力系统用煤：1053.6Mw

现有系统用煤：1256.1Mw

净总效率(LHV)：43.76％

CO₂捕获％：45.6％*

*注意，在本实例中，从现有设备中未捕获到CO₂。

实施例3使用再循环CO₂循环流体以及多个膨胀步骤借助甲烷燃烧发 电的系统和方法

图13显示了根据本公开的实施方式的系统和方法，该实施方式包 括与两个燃烧室串联操作的两个涡轮机，该两个燃烧室使用纯氧作为 氧化剂燃烧天然气来预热到每个涡轮机的入口流。第二膨胀涡轮机的 存在显著增加了总涡轮机系统的压力比，同时实际上保持了同流热交 换器的相同热负荷。所述的实施方式还得益于通过在约150℃-400℃范 围内的温度水平下将外部产生的热(如本文所述)输入同流热交换器中 的再循环高压CO₂物流中所提供的效率增加。这种额外的热源为低温 空气分离设备中主空气压缩机的绝热压缩热。

在本实施例中所述的实施方式可通过下述优势来定义。两个涡轮 机串联用于使加热的高压再循环CO₂物流在大于20的膨胀比内膨胀至 100巴至600巴范围内的高压之间。优选地，第二涡轮机的排出压力低 于1.5巴且任选为约1.1巴。在其它实施方式中，此种压降可通过使用 三个或更多个涡轮机实现。两个涡轮机具有通过在纯氧中燃烧烃或碳 质燃料来预热的入口流。在其它实施方式中，在每一膨胀步骤前，燃 烧可能不是必需的。第二涡轮机从来自第一涡轮机的排出物流的至少 一部分以及来自预热第二燃烧室的燃烧产物得到其入口流。第二涡轮 机的最大出口温度由用于构造同流热交换器的材料在其热端以及在进 入第一涡轮机的燃烧室的高压再循环CO₂物流的压力下的最大许可温 度来确定。当来自第一涡轮机的总流用作第二涡轮机的入口流时，则 第一涡轮机的入口温度基于用于构造其的材料的性能可以尽可能的 高，以便使第一和第二涡轮机的功率输出最大化。当来自第一涡轮机 的总流用作第二涡轮机的入口流时，则第一涡轮机的压力比由对最大 化给定入口压力和再循环高压CO₂温度下来自第一涡轮机加第二涡轮 机的功率输出到第一燃烧室和第二涡轮机的给定出口压力和确定的出 口温度的需求来确定。一旦确定了第一涡轮机的入口压力和第二涡轮 机的出口压力，则第一涡轮机的各入口温度和压力导致第一涡轮机的 不同最佳压力比。来自第二涡轮机的至少部分出口流用于提供同流热 交换器中用于预热进入第一燃烧室的高压再循环CO₂物流的至少部分 热负荷。一般地，存在着高于经过同流热交换器以加热到第一燃烧室 的高压再循环CO₂和氧气流所需的过量的第二涡轮机出口流。这用于 至少部分预热第二燃烧室的氧以及第一和第二燃烧室的天然气。

根据本公开的发电系统的示例性实施方式适于图13中。应理解， 图13中的参考数字仅涉及图13中图解的要素。图1-12中的相同参考 数字的存在并非意图指代相同的要素。

图13的系统包括串联的两个涡轮机3和4，其接收富高温CO₂流 体物流67和57并且在这种情况中被安装在驱动发电机5产生电力输 出68的共轴上。涡轮机3入口流67处于295巴的压力和1154℃的温 度。其在燃烧室1中通过在204℃和304.4巴下，使用处于304.2巴和 735℃并包含25.6mol％O₂和74.4％CO₂的氧化剂物流52以及处于 303.4巴和735℃的再循环CO₂物流56，燃烧天然气44(在这种情况中 通过纯加热性质来模拟)已经进行加热。总的再循环CO₂加上CO₂+O₂氧化剂中的CO₂稀释剂比完全氧化CH₄燃料所产生的CO₂大29.2倍。 离开涡轮机1的处于30巴和746℃的排气物流37分成两部分。流36 与处于30巴和316℃的氧气流35混合，并提供混合氧化剂流39，其 在30巴和204℃燃烧甲烷流40。燃烧产物用第二部分流38猝灭，产 生处于29.1巴和1269℃的涡轮机4入口流57。处于1.1巴和738℃的 涡轮机出口流58在同流热交换器14和13中冷却，作为流60离开。 所述物流连同流58的一部分，即流71(其已经用于预热进料流)处于 1.04巴的压力和79℃。其在直接接触水冷却器9中冷却至17.2℃，作 为流63离开。离开用于水与CO₂之间的直接接触的包装件底部的液体 水在9的底部收集并通过泵被泵送经过水冷却器10到达塔9的顶部。 动力循环所产生的净产物水作为流62移除进行处置。出口流63在多 级轴向/离心压缩机系统中进行压缩，所述压缩机系统显示为两个单独 的单元6和7，单元6是中间冷却的，而单元7不具有中间冷却器，单 元6和单元7由压力为30巴的入口流64和出口流65隔开。这两个隔 开的CO₂再循环压缩机元件被直接安装在公用的气体涡轮机加发电机 驱动轴上。这在涡轮机上提供了制动载荷，以防止系统停机之后随着 系统的压力下降(rundown)而导致的超速。处于57.5巴和93.3℃的压缩 机7出口流12用于在热交换器76中将来自泵11的出口在305巴从 54.4℃加热至73.9℃。出口的57.5巴的CO₂物流被冷却至60℃并在热 交换器12中进一步冷却并冷凝，形成到泵11的液体CO₂进料。加热 CO₂入口至同流热交换器13确保流60高于其露点。注意这些温度和 相应的CO₂压力57.5巴与系统的ISO条件相关。在较高的环境温度下， 压缩机7的排出压力7将近似固定在57.5巴多至100巴的范围，但在 所有这些情况中，CO₂将处于适于多级离心泵11的高密度下。泵11 排出物流47分成两股流。流46与处于305巴和15.5℃的氧气流27混 合，形成氧化剂流45，其在预热器15和73中被加热至252℃的温度， 然后在同流热交换器14中被加热，形成高压氧化剂流52。流48再次 分成两股流。主要的高压再循环CO₂物流量流53在13和14中加热， 形成加热的再循环物流52。次要的流49绕过低温同流热交换器13并 在热交换器15中借助空气流24加热至185℃的流50，空气流24已经 在压缩机16中以入口大气流23绝热压缩至5.7巴和226℃。流50联 合经加热的CO₂物流54，且合并的流55在14中进一步加热，形成加 热的再循环CO₂流56。在79.4℃离开15的冷却的空气进料流25在直 接接触水冷却器17中冷却，并经过变式吸脱附处理设备(thermalswing adsorber)18，其去除所有水和CO₂。大量空气流29进入低温空气分离 设备20的冷箱。较少部分30进入五级齿轮一体式空气压缩机19，其 产生两股增压空气流，60巴的31和100巴的32，该两股流也进入冷 箱并用于将30巴的产物氧气流34和305巴的产物氧气流27加热至4 近环境温度。第二涡轮机排出物流58分成两部分。主要部分77是在 同流热监护权13和14中预热再循环CO₂和氧化剂流所需的。次要部 分69连续经过预热热交换器73和22。单元22用于预热处于40巴和 15℃的总甲烷进料流43分成用作燃烧室2中的燃料的部分41和在中 间冷却压缩机21中被压缩至304.5巴的部分78并作为流42被输送至 预热器22。源自氧化甲烷流77的净CO₂产物物流66可在1.04巴下由 流60产生，或者在304.9巴下由流48产生，或者在任何级间压力下在 压缩机6和7中产生。

在可选实施方式中，来自空气分离器的所有氧气可在32巴压力下 输送。燃烧室1的O₂与取自流65的CO₂混合并在其它压缩机中压缩 至305巴。其然后如上所述预热并用作氧化剂流52。剩余的O₂物流被 预热并作为流35输送至燃烧室。

在进一步可选实施方式中，来自空气分离器的用于燃烧室2的氧 气部分可在30巴下输送，并且可在1.2巴下取得燃烧室1所需的部分 并使其与取自流63的部分CO₂混合。氧化剂混合物然后在多级压缩机 中被压缩至305巴，然后如前在15、73和14中加热。

增加涡轮机1的入口温度的效果可在下表中看出，该表基于用于 燃烧室1的O₂在1.2巴压力下自ASU产生并与来自流65的1巴CO₂混合以及在中间冷却的多级压缩机中被压缩至305巴的情况。该表基 于ISO条件，其使用纯甲烷作为燃料，且净CO₂产物为1巴压力，以 及所有水在17.2℃作为液体得自燃料燃烧产物。所有这些情况基于涡 轮机1的入口压力为295巴及出口压力为30巴，以及涡轮机2的入口 压力为29.1巴及出口压力为1.1巴。

涡轮机入口温度 1154.4℃ 1250.0℃ 1349.4℃ 净功率输出 742.5Mw 763.7Mw 788.3Mw 1.2巴下所含的O₂物流 3226.5MT/天 4022.6MT/天 4873.1MT/天 30巴下所含的O₂物流 5511.0MT/天 4863.9MT/天 4178.8MT/天 净效率(LHV基础) 58.58％ 59.23％ 59.85％

得益于上述描述及相关附图所呈现的教导，本发明相关领域技术 人员会想到本发明的很多修改和其它实施方式。因此，应理解，本发 明并不限于所公开的具体实施方式，而且其它实施方式意图被包括在 所附权利要求的范围内。尽管本文采用了具体术语，但是其以仅在普 通和描述性意义上使用而不是为了限定。