CN104364000B - 用于co2捕集/利用以及生产n2的变压吸附与发电厂的集成 - Google Patents

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Abstract

提供了用于联合循环发电，同时降低或减少发电过程中的排放物的系统和方法。获自发电燃烧反应的再循环废气可使用变压吸附方法分离，从而产生高纯度CO2流，同时降低/最小化分离所需的能量而无需降低所述废气的温度。这可允许改善能量回收，同时还产生高纯度的二氧化碳和氮气流。

Description

用于CO2捕集/利用以及生产N2的变压吸附与发电厂的集成
发明领域
在各个方面中，本发明涉及在分离和/或捕集所得排放物下进行低排放发电。
发明背景
捕集由发电厂排出的气体是一个日益受到关注的领域。基于石油产品燃烧的发电厂产生作为反应副产物的二氧化碳。历史上在燃烧后将该二氧化碳释放至大气中。然而，日益可取的是确定寻找在燃烧期间产生的二氧化碳的替代用途的方法。
联合循环发电厂提供了一种由石油产品或其他碳基燃料燃烧而发电的有效方式。联合循环发电厂可用初始燃烧反应驱动多个涡轮机以发电，从而导致更有效地发电。然而，用于捕集二氧化碳的常规方法由于需要额外的能量来捕集和/或分离二氧化碳而往往降低发电效率。
PCT国际公开专利WO/2012/003079描述了用于使用基于碳基燃料燃烧的联合循环发电厂发电的系统和方法。所述系统和方法包括在燃烧反应中使用化学计量比的燃料和氧气以及将燃烧废气作为燃烧反应输入的一部分再循环。燃烧产物作为吹扫气流从所述系统中取出。例如，使用溶剂如碳酸钾移除来所述吹扫气流中的CO2。
美国专利号6,902,602描述了通过变压吸附(swing adsorption)实施分离的方法，其中希望最小化或者避免分离气流中的组分之一与用于吹扫变压吸附装置的气流的组分之间的相互作用。作为一个实例提及了从合成气流中分离氢气和二氧化碳，其中希望避免氢气产物流被来自典型含氧吹扫料流中的任何氧污染。所述分离方法包括在分离期间使用一个或多个缓冲气体步骤，其中使用不同于任何其他组分的缓冲气体以防止分离工艺步骤之 间的污染。
美国公开专利申请2012/0125194描述了用于CO2捕集的自热循环。使燃烧废气与吸附剂床接触以吸附CO2。然后通过使吸附剂与含蒸汽的气体接触而移除所述CO2。将所得的含气蒸汽和CO2的输出气体输送至蒸汽再压缩系统中以回收H2O、CO2和热量。然后使用回收的H2O和热量来为吹扫气体提供蒸汽。回收CO2所需的蒸汽吹扫气体量描述为～1摩尔蒸汽/摩尔输入气体。烟道气输入进料描述为具有15摩尔％或更少的CO2含量。因此，蒸汽/CO2摩尔比描述为至少～6摩尔蒸汽/摩尔CO2。所述方法描述为回收作为一部分输出气体的燃烧废气中的至少90％碳。
其他潜在相关的公开文献可尤其包括美国公开专利申请20120318533、欧洲专利申请2220338，Reijers等的论文，Ind.Eng.Chem.Res.，2009，48，6966和Wright等的论文，Energy Procedia，2011，4，1457。
发明简述
本发明的一个方面涉及一种发电方法，其包括：在主压缩机中压缩再循环废气以产生压缩的再循环废气，其中所述压缩的再循环废气具有约400-约500℃的再循环温度和约10绝对巴(约1.0MPa(绝对))至约30绝对巴(约3.0MPa(绝对))的再循环压力，所述再循环的废气包含至少约70体积％的N2和至少约10体积％的CO2；在入口压缩机中压缩富氧空气(enriched air)以产生压缩的氧化剂；将所述压缩的再循环废气的第一部分通入燃烧室中；在燃烧室中在所述压缩的再循环废气的第一部分存在下化学计量燃烧压缩的氧化剂和燃料，由此产生排出料流，其中所述压缩的再循环废气的第一部分起稀释剂的作用，其设置用来调节排出料流的温度；使所述排出料流在膨胀机中膨胀以至少部分驱动所述主压缩机并产生再循环废气；将所述再循环废气的第二部分通入包含吸附剂材料的变压吸附反应器中；在与再循环温度相差小于约20℃的吸附温度以及与再循环压力相差小于约1巴(约0.1MPa)的吸附压力下使CO2吸附于所述在吸附剂材料上；从反应器的前端回收具有至少约95体积％纯度的N2流，其中所回收的N2流具有与分离压力相差小于约0.5巴(约50kPa)的压力；通过从所述反应器的至少一端输出泄压料流而将所述变压吸附反应器中的压力降低至约1.0绝对巴(约 0.1MPa(绝对))至约3.0绝对巴(约0.3MPa(绝对))的压力；和在约1.0绝对巴(约0.1MPa(绝对))至约3.0绝对巴(约0.3MPa(绝对))的压力下用吹扫蒸汽吹扫所述变压吸附反应器以产生CO2回收料流，其中所述CO2回收料流包含存在于所述再循环废气的第二部分中的CO2的至少约90％，所述吹扫蒸汽包含小于1.0摩尔(例如小于约0.8摩尔)H2O/摩尔再循环废气的第二部分中的CO2。
本发明的另一方面涉及一种由反应器废气流生产N2和CO2的方法，包括：将包含至少约70体积％N2和至少约10体积％CO2的反应器废气流通入包含吸附剂材料的变压吸附反应器中，其中所述反应器废气流具有约10绝对巴(约1.0MPa(绝对))至约30绝对巴(约3.0MPa(绝对))的压力；在至少400℃的吸附温度下使CO2吸附于所述吸附剂材料上；从反应器前端回收具有至少约95体积％纯度的N2流，其中回收的N2流具有与反应器废气流的压力相差约0.5巴(约50kPa)或更小的压力；通过从所述反应器的至少一端输出泄压料流而将所述变压吸附反应器中的压力降低至约1.0绝对巴(约0.1MPa(绝对))至约3.0绝对巴(约0.3MPa(绝对))的压力；和在约1.0绝对巴(约0.1MPa(绝对))至约3.0绝对巴(约0.3MPa(绝对))的压力下用吹扫蒸汽吹扫所述变压吸附反应器以产生CO2回收料流，其中所述CO2回收料流包含存在于所述反应器废气流中的CO2的至少约90％，所述吹扫蒸汽包含小于1.0摩尔(例如小于约0.8摩尔)H2O/摩尔所述反应器废气流中的CO2。
本发明的又一方面涉及一种由反应器废气流生产N2和CO2的方法，包括：压缩再循环废气以产生压缩的再循环废气，其中所述压缩的再循环废气具有约400-约500℃的再循环温度和约10绝对巴(约1.0MPa(绝对))至约30绝对巴(约3.0MPa(绝对))的再循环压力，所述再循环废气包含至少约70体积％的N2和至少约10体积％的CO2；以循环变压吸附法分离至少一部分压缩的再循环废气中的CO2和N2，工艺循环包括：将所述至少一部分压缩的再循环废气通入包含吸附剂材料的变压吸附反应器中，其中反应器废气流具有约10绝对巴(约1.0MPa(绝对))至约30绝对巴(约3.0MPa(绝对))的压力；在与再循环温度相差小于约20℃的吸附温度和与再循环压力相差小于约1巴(约0.1MPa)的吸附压力下使CO2吸附于所述吸附剂材料上；从所述反 应器的前端回收具有至少约95体积％纯度的N2流，其中回收的N2流具有与反应器废气流的压力相差约0.5巴(约50kPa)或更小的压力，所述回收的N2流具有与所述再循环温度相差20℃或更小的温度；通过从所述反应器的至少一端输出泄压料流而将所述变压吸附反应器中的压力降低至约1.0绝对巴(约0.1MPa(绝对))至约3.0绝对巴(约0.3MPa(绝对))的压力；和在约1.0绝对巴(约0.1MPa(绝对))至约3.0绝对巴(约0.3MPa(绝对))的压力下用吹扫蒸汽吹扫所述变压吸附反应器以产生CO2回收料流，其中所述CO2回收料流包含存在于所述反应器废气流中的CO2的至少约90％，所述吹扫蒸汽包含小于约1.0摩尔(例如小于约0.8摩尔)H2O/摩尔所述反应器废气流中的CO2；和将所述CO2回收料流分离成CO2产物流和水，其中CO2产物流包含至少约90体积％的CO2，其中所述至少一部分压缩的再循环废气和吹扫蒸汽包含在工艺循环期间引入所述变压吸附反应器中的气体的至少约95体积％。
附图简介
图1示意性地显示了用于基于碳基燃料燃烧而发电的联合循环系统的实例。
图2示意性地显示了用于变压吸附方法的设置。
图3显示了实施例4的CO2纯度相对于吹扫蒸汽含量的图。
图4图示性地显示了在不容器间不互连的情况下3容器吸附装置的循环设置。
图5图示性地显示了在容器间不互连的情况下4容器吸附装置的循环设置。
图6图示性地显示了在容器间存在某种程度互连的情况下4容器吸附装置的循环设置。
实施方案简述
在各个方面中，提供了用于使用涡轮机发电且同时降低和/或减少发电期间的排放的系统和方法。在联合循环发电系统中，也可使用来自燃气轮机的燃烧反应的烟道气来驱动汽轮机。然后可将所述烟道气再循环以用作燃气轮机输入的一部分。可有效地分离一部分再循环废气，从而产生高纯度二氧化碳流，同时降低和/或最小化分离所需的能量，且无需降低烟道气 的温度。这可允许将另一部分(例如剩余的)再循环废气(通常可由绝大部分氮气构成)用于产生额外的电能，例如不必调节再循环废气的压力和/或温度以适应二氧化碳分离工艺所需的条件。因此，可由所述联合循环系统实现改进的能量回收，同时还产生较高纯度的二氧化碳和氮气流。
各种系统设置和处理条件可有助于在低排放下发电，所述排放物还可有效地分离和/或捕集以进一步使用。例如，可对燃气轮机燃烧器的输入气流加以选择从而具有所需的组成，例如燃料与氧气的大致化学计量比。燃料与氧气的大致化学计量比可降低在燃烧后存在于气体输出物中的未反应氧气量。这可促进其他燃烧产物的分离，以及潜在地降低/消除NOx物质的产生。更一般地，与所需进料的大致化学计量燃烧反应可获得主要由CO2、N2和H2O构成的废气。
可有助于在低排放(其可有效地分离和/或捕集)下发电的系统设置和/或工艺条件的另一实例可包括使用再循环废气作为输入气流的一部分。从所述燃烧工艺中排出的气流可有利地用于驱动燃气轮机。在驱动燃气轮机之后，该气流对应于废气。该废气可用于联合循环设置中以通过使用热交换器从所述废气中提取热量而驱动汽轮机。然后可在除去水之后再循环该废气以用作所述输入气流的一部分。所述废气可有利地具有相对于环境空气为升高体积百分比的CO2，其还可有助于选择燃烧反应的输入气流的CO2含量。控制燃烧产物中的CO2量可有助于提高从燃烧反应中所捕集的能量输出。
再循环全部废气可使废气中的全部碳均保留在单一料流中，直至该料流可被输送至碳捕集工艺中。然而，通常可能需要小于全部再循环废气以为待燃烧的输入气流提供额外的气体。因此，任何过量的废气可转向至例如分离成高纯度CO2和N2气流。在所述工艺中实施该转向的便利位置可为在所述再循环废气经改变以获得待燃烧输入气流所需的温度和压力之后。在该点处，可能希望实施CO2和N2的分离，同时降低/最小化由于温度/压力降低而所损失的能量。例如，用于分离CO2和N2的典型溶剂方法需要降低再循环废气的温度。就该常规溶剂方法而言，为了尽可能多地保留N2流中的能量，可使用热交换器将热量由所述再循环废气传递至分离的N2流。
在一些方面中，CO2和N2的分离可通过使用变压吸附(PSA)法实施，从而在所述燃烧反应的输入气流的温度和压力下分离CO2和N2。使用变压吸附实施分离可回收所述再循环废气中的CO2的例如至少约60％(例如至少约65％，至少约70％，至少约75％，至少约80％，至少约85％，至少约90％，至少约95％，至少约97％，至少约98％，至少约99％，至少约99.3％或至少约99.5％)，例如同时还产生具有至少约90％纯度(例如至少约93％纯度，至少约95％纯度，至少约97％纯度，至少约98％纯度或至少约99％纯度)的N2流和/或具有至少约80％纯度(例如至少约85％纯度，至少约90％纯度，至少约95％纯度，至少约97％纯度，至少约98％纯度，至少约99％纯度，至少约99.3％纯度或至少约99.5％纯度)的CO2流。
在各个方面中，可对PSA反应器的操作条件加以选择以促进发电过程，同时仍有效地捕集废气。使用较高温度的PSA可保留所述再循环废气的N2部分的能量含量，从而使得可将所述N2流用于驱动额外的涡轮机以发电。与此相反，用于CO2分离的常规分离方法如溶剂分离通常可能需要调节所述料流的温度和/或压力以促进分离。因此，在处理所述废气之前不需要能量以改变所述再循环废气，而是PSA反应器的使用可允许调节所述捕集工艺以匹配发电操作条件。
高温PSA还可使用避免需要高温蒸汽和/或其他能量密集型吹扫气体的工艺循环进行。这可回收高纯度的CO2，同时降低/最小化由于捕集所述废气而损失的能量。
在低排放下发电的联合循环方法
在各个方面中，提供了用于发电，同时控制和/或捕集发电期间所产生的排放物的系统和方法。发电的一个目的是尽可能有效地利用输入进料(例如燃料)，从而使得可提高/优化给定量燃料和/或设备的发电。基于有效发电的条件，控制/捕集排放物的目标可为提供有效的排放物捕集，同时降低/最小化发电条件的变化。
本文所用的术语“化学计量燃烧”是指具有包含燃料和氧化剂的反应物体积和由所述反应物燃烧所形成的产物体积的燃烧反应，其中所述反应物的总体积基本上用于形成所述产物。本文所用的术语“基本上化学计量 燃烧”是指具有相对于化学计量比所需氧气为±约10％的燃烧燃料与氧气摩尔比，例如约±约5％的燃烧反应。例如，对甲烷而言，燃料与氧气的化学计量比为1:2()，而丙烷应具有1:5的燃料与氧气化学计量比。衡量基本上化学计量燃烧的另一方式可为所供应的氧气与化学计量燃烧所需的氧气之比，其例如为约0.9:1-约1.1:1或者约0.95:1-约1.05:1。
在一些方面中，本文所述的方法可用于产生超低排放电力和CO2，所述CO2可用于提高油采收率(EOR)、提高烃采收率(EHR)和/或分离/捕集应用场合中；在该类情况下，EOR/HER的工艺条件可类似于分离/捕集应用或者可稍微不同。在一个或多个方面中，富氧气体(例如富氧空气)与燃料的混合物可化学计量或基本上化学计量地燃烧，同时与再循环废气流混合。所述再循环废气流(通常包含燃烧产物如CO2)可用作稀释剂以控制、调节和/或调节燃烧温度和进入后续膨胀机中的废气温度。由于使用富氧方式，所述再循环废气可具有提高的CO2含量，由此允许在相同的入口和排出温度下所述膨胀机在更高的膨胀比下运行，由此产生显著提高的电力。
在市售燃气轮机中在化学计量条件或基本上化学计量条件下的燃烧(例如“稍微富氧”燃烧)可证实有利地省略移除过量氧的成本。通过冷却废气和从冷却的废气流冷凝出水，可制备较高CO2含量的废气流。同时一部分再循环废气可用于调节闭式Brayton循环中的温度，剩余的吹扫料流可用于EOR和/或提高的烃采收率应用和/或可在很少或不含硫氧化物(SOx)、氮氧化物(NOx)下产生电力，和/或将CO2排放至大气中。该方法的结果可包括在三个独立的循环中发电且生产额外的CO2。在一些方面中，化学计量燃烧的实施可允许产生基本上由CO2、H2O和N2构成的废气流。基本上由CO2、H2O和N2构成的废气流定义为包含约5摩尔％或更少，例如约2.5摩尔％或更少或约1摩尔％或更少的其他气体分子的废气流。
图1描述了根据一个或多个实施方案使用联合循环装置发电和回收CO2的示意性集成系统100的示意图。在至少一个实施方案中，发电系统100可包括特征在于发电、闭式Brayton循环的燃气轮机系统102。燃气轮机系统102可具有经由轴108与膨胀机106耦合的第一或主压缩机104。轴108可为任何机械、电和/或其他动力耦合的，由此允许膨胀机106所产生的一部分 机械能驱动主压缩机104。在至少一个实施方案中，燃气轮机系统102可为标准燃气轮机，其中主压缩机104和膨胀机106分别形成压缩机和膨胀机端。然而，在其他实施方案中，主压缩机104和膨胀机106可为系统102中的独立组件。
燃气轮机系统102还可包括设置用于燃烧与经由管线114引入的氧化剂混合的经由管线112引入的燃料的燃烧室110。在一个或多个实施方案中，管线112中的燃料可包括任何合适的气态或液态烃，例如天然气、甲烷、乙烷、石脑油、丁烷、丙烷、合成气、柴油、煤油、航空燃料、煤衍生的燃料、生物燃料、含氧烃原料或其任意组合。经由管线114的氧化剂可来自与燃烧室110流体耦合且适于压缩经由管线120引入的氧化剂进料的第二或入口压缩机118。在一个或多个实施方案中，管线120中的氧化剂进料可包括大气空气、富氧空气或其组合。当管线114中的氧化剂包含大气空气和富氧空气的混合物时，所述富氧空气可在与大气空气混合之前和/或之后通过入口压缩机118压缩。所述富氧空气可具有至少约30体积％，例如至少约35体积％，至少约40体积％，至少约45体积％，至少约50体积％，至少约30体积％至约70体积％，约30-约65体积％，约30-约60体积％，约30-约55体积％，约30-约50体积％，约35-约70体积％，约35-约65体积％，约35-约60体积％，约35-约55体积％，约35-约50体积％，约40-约70体积％，约40-约65体积％，约40-约60体积％，约40-约55体积％，约40-约50体积％，约45-约70体积％，约45-约65体积％，约45-约60体积％，约45-约55体积％，约45-约50体积％，约50-约70体积％，约50-约65体积％，或约50-约60体积％的总氧浓度。
所述富氧空气可来自若干来源中的任何一个或多个，包括在入口压缩机118的上游实施各种技术以产生富氧空气。例如，所述富氧空气可来自诸如薄膜分离、变压吸附、变温吸附、氮肥厂副产物料流和/或其组合的分离技术。所述富氧空气可额外或替代地来自空分装置(ASU)，例如用于制备用于压力保持或其他目的的氮气的低温ASU。ASU的排出料流可富含氧，例如具有约50-约70体积％的总氧含量。该排出料流可用作至少一部分富氧空气，且需要的话，随后用未处理的大气空气稀释以获得应用所需的氧浓 度。
如下文更详细描述的那样，燃烧室110还可接受管线144中的压缩再循环废气，包括主要具有CO2和氮气组分的再循环废气。管线144中的压缩再循环废气可来自主压缩机104，且适于通过调节燃烧产物的温度而有助于促进管线114中的经压缩氧化剂和管线112中的燃料的化学计量或基本上化学计量燃烧。可理解的是，所述废气的再循环可起提高所述废气中的CO2浓度的作用。
导至膨胀机106入口中的管线116中的废气可作为在管线144中的压缩再循环废气存在下管线112中的燃料和管线114中的经压缩氧化剂的燃烧产物产生。在至少一个实施方案中，管线112中的燃料可主要为天然气，由此产生经由管线116的出料或废气，其可包括蒸发一部分体积的水、CO2、氮气、氮氧化物(ΝΟx)和硫氧化物(SOx)。在一些实施方案中，由于燃烧平衡限制，管线112中的小部分未燃烧燃料或其他化合物也可存在于管线116的废气中。当管线116中的废气通过膨胀机106膨胀时，可产生机械动力以驱动主压缩机104、发电机和/或其他设施，且还可在管线122中产生气态废气，所述废气由于流入管线144中的压缩再循环废气而具有增加的CO2含量。在一些实施方案中，膨胀机106可适于产生可用于其他目的的额外机械动力。
额外或替代地，发电系统100可包括废气再循环(EGR)系统124，其可包括与蒸汽燃气轮机128流体耦合的热回收蒸汽发生器(HRSG)126或类似设备。在至少一个实施方案中，HRSG 126和蒸汽燃气轮机128的组合可具有发电闭式闭式Rankine循环的特征。在与燃气轮机系统102的组合中，HRSG 126和蒸汽燃气轮机128可构成联合循环发电厂，如天然气联合循环(NGCC)厂的一部分。可将管线122中的废气引入HRSG 126中以经由管线130产生蒸汽以及管线132中的经冷却的废气。额外或替代地，可将管线130中的蒸汽送至蒸汽燃气轮机128中以产生额外的电力。
可将管线132中的经冷却废气送至适于冷却管线132中的经冷却废气且产生经冷却的再循环料流140的第一冷却单元134中。第一冷却单元134可包括例如一个或多个接触式冷却器、调温冷却器、蒸发冷却单元或其任意组合。第一冷却单元134可额外或替代地适于以经由水排出流138从管线132 的经冷却废气中移除一部分任意冷凝的水。在至少一个实施方案中，水排出流138可经由管线141导入HRSG 126中以提供用于在管线130中产生额外蒸汽的水源。额外或替代地，经由水排出流138回收的水可用于其他下游应用，例如辅助换热工艺中。
在大多数实施方案中，可将经冷却的循环气流140导至增压压缩机142中。在第一冷却单元134中冷却管线132中的经冷却废气可降低在增压压缩机142中压缩经冷却的再循环气流140所需的动力。与常规风扇或鼓风机系统相反，增压压缩机142可设置用来压缩且因此提高经冷却的再循环气流140的总密度，由此将在管线145中的加压的再循环气体导至下游，其中管线145中的加压再循环气体可因此显示出对相同体积流动而言提高的质量流速。这可证实是有利的，因为主压缩机104可为体积流动受限的，且引导通过主压缩机104的质量流量越多，则可获得越高的排出压力，由此换算成膨胀机106中的越高压力比。在膨胀机106中产生的压力比越高，则入口温度可越高，且因此提高膨胀机106的功率和/或效率。可理解的是，这可能证实是有利的，因为管线116中的富CO2废气通常可保持较高的比热容。
由于主压缩机104的吸入压力通常可为其吸入温度的函数，对相同质量流量而言，冷却器的吸入温度通常可需要更少的功率来运行主压缩机104。因此，可任选将管线145中的加压再循环气体导入第二冷却单元136中，第二冷却单元136例如可包括一个或多个直接接触式冷却器、调温冷却器、蒸发冷却单元或其任意组合。在至少一个实施方案中，第二冷却单元136可起后冷却器的作用，其适于将增压压缩机142在管线145中的加压再循环气体上所产生的至少一部分压缩热移除。第二冷却单元136可额外或替代地经由水排出流143取出额外的冷凝水。在一些该类实施方案中，水排出流138、143可合并至料流141中且可或可不通入HRSG 126中以经由其中的管线130产生额外的蒸汽。尽管此处仅描述了第一和第二冷却单元134、136，然而可使用任何所需数量的冷却单元以适应各种应用，而不偏离本公开内容的范围。
可对主压缩机104进行设置以接受管线145中的加压再循环气体并将其压缩至通常为或高于燃烧室110压力的压力，由此在管线144中产生压缩的 再循环废气。可理解的是，在增压压缩机142中压缩之后在第二冷却单元136中冷却管线145中的加压再循环气体可允许提高进入主压缩机104中的废气的体积质量流量。因此，这可降低将管线145中的加压再循环气体压缩至预定压力所需的动力量。
在许多实施方案中，可从管线144中的压缩再循环废气中回收吹扫料流146，随后在CO2分离器148中处理以在升高的压力下经由管线150捕集CO2。优选地，所述CO2分离器可为下文更详细描述的变压吸附单元。管线150中的分离CO2可用于销售、用于其他需要CO2的工艺中，和/或进一步压缩并注入陆相油藏中以提高原油采收率(EOR)、提高烃采收率(EHR)、分离或其他目的。由于结合有来自增压压缩机142的增压压力的管线112中的燃料的化学计量或基本上化学计量燃烧，因此吹扫料流146中的CO2分压可比常规燃气轮机废气高得多。
基本上贫CO2且主要由氮气构成的剩余料流151可额外或替代地来自CO2分离器148。在一些实施方案中，可将剩余料流151引入气体膨胀机152中以提供动力和膨胀的减压气体或经由管线156的废气。膨胀机152可例如为动力制氮膨胀机。正如所示的那样，气体膨胀机152可通过共用轴154或者其他机械、电、或其他动力任选与入口压缩机118耦合，由此允许气体膨胀机152产生的一部分动力驱动入口压缩机118。然而，在系统100的启动期间和/或正常运行期间，当气体膨胀机152不能提供运行入口压缩机118所需的全部动力时，可与气体膨胀机152一起协同使用至少一个发动机158，如电动机。例如，发动机158可具有合理的尺寸以使得在系统100的正常运行期间可设置发动机158，从而由气体膨胀机152提供所短缺的动力。然而，在其他实施方案中，气体膨胀机152可用于为其他应用提供动力，而不直接与入口压缩机118耦合。例如，在膨胀机152所产生的动力和压缩机118的要求之间可能存在严重的失配。在这些情况下，膨胀机152可适于驱动可能需要较少(或较多)动力的较小(或较大)压缩机(未示出)。
管线156中的经膨胀减压气体(主要由干燥氮气构成)可从气体膨胀机152中排出。在至少一个实施方案中，气体膨胀机152、入口压缩机118和CO2分离器148的组合的特征可为开放式Brayton循环和/或发电系统100的 第三动力产生组件。用于剩余料流151中的氮气膨胀的常规系统和方法及其变型据信是本领域所已知的，因此此处不加以讨论。
额外或替代地，气体膨胀机152可被下游压缩机158代替和/或补充。可在下游压缩机中压缩至少一部分(直至全部)剩余料流151以产生经由管线160的经压缩废气，所述废气可适于注入油藏中以用于压力保持应用。在通常将甲烷气再次注入油气井中以保持井压的应用场合中，剩余料流151的压缩可证明是有利的。例如，可替代地将管线160中的加压氮气注入油气井中，且任何剩余的甲烷气可销售或者用作相关应用中的燃料，例如如管线112中的那样。
通过使用富氧空气作为管线114中的经压缩氧化剂并在增压压缩机142中将废气加压，发电系统100可在废气中获得较高的CO2浓度，由此允许更有效的分离和捕集CO2。例如，本文所公开的实施方案可有效地将管线116的废气中的CO2浓度提高至约10-约20体积％的CO2浓度。为了获得该CO2浓度，可调节燃烧室110以化学计量或基本上化学计量燃烧管线112中的燃料和管线114中的压缩氧化剂的进料混合物，其中管线114中的压缩氧化剂可包括具有高于约21体积％氧含量的料流，例如富氧空气具有例如约30体积％，约35体积％，约40体积％，约45体积％或约50体积％的总氧含量的富氧空气。
为了调节化学计量燃烧的温度并满足膨胀机106入口温度和冷却组件的要求，可将来自管线144中的压缩再循环废气且具有提高的CO2含量的一部分废气注入燃烧室110中以作为稀释剂。因此，本公开内容的实施方案可基本上省略管线116的废气中的过量氧，同时有利地提高其CO2浓度，例如提高至约20体积％或者任选更高。因此，管线122中的气态废气可具有小于约3.0体积％的氧气，例如小于约1.0体积％的氧气，小于约0.1体积％的氧气或小于约0.01体积％的氧气。
具有提高的CO2浓度的至少一个益处可能是对相同的入口和排出温度而言，膨胀机106可在更高的膨胀比下运行，且可由此产生更多的电力。这可能是由于CO2具有相对于环境空气所见的氮气而言更高的热容。在一个或多个方面中，膨胀机106的膨胀比可由约17.0提高至约20.0，这分别对应 于约10体积％和约20体积％的CO2再循环料流。例如，可使用具有约35体积％氧气的富氧空气，从而在CO2再循环料流中获得约20体积％。
在所述循环气体中具有提高的CO2浓度的额外或代替益处可包括但不限于在用于CO2分离的经提取吹扫料流146中具有提高CO2的浓度。由于其提高的CO2浓度，吹扫料流146不需要像提取所需量CO2那么大。例如，实施提取以分离CO2的设备可更小，包括其管道、热交换器、阀门、吸收塔等。此外，提高的CO2浓度可改善CO2移除技术的性能，包括使用低能分离方法，例如使用较低能量密集度的溶剂(否则的话，这是不可行的)。因此，可显著降低捕集CO2的资金支出。
现在讨论系统100的运行实例。应理解的是，在本文所公开的任何实施方案的各组件中所获得/经历的具体温度和压力尤其可根据所用氧化剂的纯度和/或膨胀机、压缩机、冷却机等的具体形状和/或型号而变化。因此，应理解的是本文所述的具体数据仅出于示意目的，且不应理解为仅仅是其解释。在实施方案中，入口压缩机118可在管线114中在约280psi(绝对)(约1.9MPa(绝对))至约300psi(绝对)(约2.1MPa(绝对))的压力下提供压缩的氧化剂。然而，本文还设想的是航改燃气轮机技术，其可产生和消耗至多约750psi(绝对)(约5.2MPa(绝对))和更高的压力。
可对主压缩机104进行设置以在通常为或高于燃烧室110压力的压力下将再循环废气再循环并压缩至管线144中的压缩再循环废气中，以及使用一部分该再循环废气作为燃烧室110中的稀释剂。由于燃烧室110中所需的稀释剂量可依赖于化学计量燃烧所用的氧化剂纯度或膨胀机106的具体型号/设计，因此可将热电偶环和/或氧传感器(未示出)置于膨胀机106的出口上。在运行中，所述热电偶和/或传感器可适于调节并确定所需的作为将燃烧产物冷却至所需的膨胀机入口温度的稀释剂的所需废气的体积，且还提供回料以调节注入燃烧室110中的氧化剂的量。因此，作为由热电偶所检测的热量需求和/或由氧传感器所检测的氧水平的响应，管线144中的压缩再循环废气和管线114中的压缩氧化剂的体积质量流量可上下调节以跟上需求。
在至少一个实施方案中，在化学计量或基本上化学计量燃烧期间在燃烧室110中可经历约12-13psi(约83-90kPa)的压降。管线112中的燃料和管线 114中的压缩氧化剂的燃烧可产生约2000°F(约1093℃)至约3000°F(约1649℃)的温度和约250psi(绝对)(约1.7MPa(绝对))至约300psi(绝对)(约2.1MPa(绝对))的压力。如上文所述，由于来自管线144中的压缩再循环废气的富CO2废气的提高的质量流量和较高的比热容，因此在膨胀机106中可获得较高的压力比，由此允许更高的入口温度和提高的膨胀机106功率。
由膨胀机106排出的管线122中的废气可具有等于环境压力或接近环境压力的压力，例如约13-17psi(绝对)(约90-120kPa(绝对))。在通过HRSG 126以在管线130中产生蒸汽且在管线132中产生冷却的废气之前，管线122中的废气温度可为约1225°F(约663℃)至约1275°F(约691℃)。在一个或多个实施方案中，冷却单元134可降低管线132中的经冷却废气的温度，由此产生具有约32°F(约0℃)至约120°F(约49℃)温度的经冷却再循环料流140。可理解的是，该温度可波动，例如取决于在全球特定地点在特定季节的湿球温度。
根据一个或多个实施方案，可对增压压缩机142进行设置以将冷却的再循环料流140的压力提高至约17psi(绝对)(约120kPa(绝对))至约21psi(绝对)(约140kPa(绝对))的压力。因此，主压缩机104最终可接受并压缩具有较高密度和提高的质量流量的再循环废气，由此允许显著更高的排出压力，同时保持相同或类似的压力比。为了进一步提高所述再循环废气的密度和质量流量，然后可将由增压压缩机142排出的管线145中的加压再循环气体进一步在任选的第二冷却单元136中冷却，在某些实施方案中，可对第二冷却单元136进行设置以在导至主压缩机104之前，将管线145中的加压再循环气体温度降低至约105°F(约41℃)。
额外或替代地，由主压缩机104中排出的管线144中的压缩再循环废气的温度且因此吹扫料流146的温度可为约800°F(约427℃)，其中压力为约280psi(绝对)(约1.9MPa(绝对))。增压压缩机142的增加和富氧空气的化学计量燃烧可提高吹扫料流146中的CO2吹扫压力，由于该较高的CO2分压，这可导致CO2分离器148中的溶剂处理性能改善。
变压吸附法—综述
变压吸附(PSA)依赖于在吸附剂床上在一系列值之间变动或循环的压 力。在PSA方法中，使气态混合物在压力下在第一固体吸附剂床上传导一段时间，其中所述固体吸附剂对待从所述气态混合物中移除的一种或多种组分(通常视为污染物)具有选择性或相对选择性。例如，可将进料在进料压力下引入PSA装置中。在该进料压力下，可选择性(或相对选择性)吸着(吸附)所述进料中的一种或多种组分(气体)，而一种或多种其他组分(气体)可在较低或最低吸附下通过。选择性吸着(吸附)的组分(气体)可称为进料的“重质”组分，而未选择性吸着(吸附)的气体可称为进料的“轻质”组分。出于方便，措辞进料的“重质”组分可指代所有被选择性吸着(吸附)的组分(气体)，除非另有说明。类似地，措辞“轻质”组分可指代所有未被选择性吸着(吸附)的组分(气体)，除非另有说明。在一段时间之后，可停止PSA装置的进料流。进料流可基于预定的时刻表、基于检测到一种或多种重质组分的穿透、基于至少对应于吸着(吸附)剂总容量的阈值百分比的重质组分的吸着(吸附)，或基于任何其他便利标准而停止。然后，反应器中的压力可降至可允许被选择性吸着(吸附)的组分(气体)从吸着(吸附)剂中释放的解吸压力。任选地，可在压力降低至促进选择性吸着(吸附)组分(气体)的释放之前、之中和/或之后使用一种或多种吹扫气体。取决于其性质，完整的PSA循环可任选在大致恒定的温度下进行。由于通常能通过至少吸附而实施PSA且通常在气态组分上发生，因此术语“吸附”/“吸附剂”和“气体”在本说明书和权利要求书中用作描述性措辞而并非意欲限制范围，即使可更一般地使用“吸附”/“吸附剂”/“吸着剂”/“吸着”和“组分”。
可使用多个床以能够实施完整的循环，其中通常每个床依次进行相同的循环。当第一PSA反应器满足条件，例如反应器中的吸附剂变得足够饱和时，进料流可切换至第二反应器。然后，第一PSA反应器可通过释放出吸附气体而再生。为了连续供料流，可使用足够数量的PSA反应器和/或吸附剂床从而在至少一个其他PSA反应器满足切换反应器的条件之前，第一PSA反应器完成再生。
变压吸附方法—工艺循环
在各个方面中，可使用PSA反应器来对含CO2和N2的料流实施分离。该料流的实例可包括来自用于为燃气轮机提供动力的燃烧反应的废气流。 优选地，所述废气流可为来自就氧气和燃气量而言以基本上化学计量组成实施燃烧反应的废气。在用作通过PSA分离的进料之前，所述废气流可经历进一步的处理，例如冷凝以除去水、燃烧以除去过量的燃料、吸附以除去NOx物质，和/或其他类型的处理以除去不同于CO2和N2的组分。在一些方面中，用作PSA反应器进料的一部分废气流可具有小于约1.0体积％，例如小于约0.5体积％的水含量。额外或替代地，用作PSA反应器进料的一部分废气流可具有小于约3.0体积％，例如小于约1.0体积％或小于约0.5体积％的O2含量。进一步地，额外或替代地，PSA反应器的进料可基本上由CO2和N2构成，其中不同于CO2和N2的输入气体进料的组分各自以约1.0体积％或更小，例如各自小于约0.5体积％的量存在。又进一步地，额外或替代地，在基本上由CO2和N2构成的进料中，除CO2和N2之外的组分的合并体积％可为约2.0体积％或更小，例如约1.0体积％或更小或者0.5体积％或更小。
为了实施分离，可将一部分再循环废气流引入PSA反应器中，例如来自废气流再循环回路的吹扫料流。所述一部分再循环废气流可在所述再循环废气流的温度和压力已改变之后(和/或在已获得所需的温度和压力之后)的位置处从所述废气再循环系统中取出以用作燃烧反应的一部分输入气流。在再循环系统中的该点处在，所述废气流可具有约300-约600℃，例如约300-约550℃，约300-约500℃，约300-约450℃，约300-约400℃，约350-约600℃，约350-约550℃，约350-约500℃，约350-约450℃，约400-约600℃，约400-约550℃，约400-约500℃，约425-约600℃，约425-约550℃，约425-约500℃，约425-约460℃，约450-约600℃，约450-约550℃，约500-约600℃的温度。额外或替代地，所述温度可为至少约325℃，例如至少约350℃，至少约400℃，至少约425℃或至少约440℃。进一步地，额外或替代地，所述温度可为约575℃或更低，约550℃或更低，约500℃或更低，约475℃或更低，约460℃或更低，或者约440℃或更低。又进一步地，额外或替代地，所述再循环废气流的压力可为至少约10绝对巴(约1.0MPa(绝对))，例如至少约15绝对巴(约1.5MPa(绝对))，至少约20绝对巴(约2.0MPa(绝对))，至少约25绝对巴(约2.5MPa(绝对))，或至少约30绝对巴(约3.0MPa(绝对))。 仍进一步地，额外或替代地，所述压力可为约60绝对巴(6.0MPa(绝对))或更低，例如约50绝对巴(约5.0MPa(绝对))或更低，约40绝对巴(约4.0MPa(绝对))或更低，约35绝对巴(约3.5MPa(绝对))或更低，约30绝对巴(约3.0MPa(绝对))或更低，约25绝对巴(约2.5MPa(绝对))或更低，或约22.5绝对巴(约2.25MPa(绝对))或更低。在一些可选方面中，可选择其他位置以取出所述一部分再循环废气流，只要该取出的部分具有类似温度和压力值。
在一些方面中，可在可对应于再循环料流的温度和压力的分离温度和分离压力下将所述再循环废气流引入所述PSA反应器中。然而，在从所述再循环系统中取出所述一部分再循环废气流和将所述再循环废气流引入PSA反应器之间，温度和/或压力可发生一定的波动。例如，引入所述PSA反应器中的一部分再循环废气流的分离温度可与所述再循环系统中的温度相差约20℃或更低，例如约15℃或更低或者约10℃或更低。应指出的是，尽管分离温度和再循环料流温度具有的相同温度(即温差为约0℃)也包括在所列的温差范围之内，然而在一些罕见的实施方案中，所述温差可任选排除0℃。额外或替代地，引入所述PSA反应器中的一部分再循环废气流的分离压力可与所述再循环系统中的压力相差约5巴(0.5MPa)或更低，例如约2绝对巴(0.2MPa)或更低，约1绝对巴(约0.1MPa)或更低，或约0.5巴(约50kPa)或更低。
当将所述废气流引入PSA反应器时，所述废气流中的N2对应于“轻质”组分，而CO2对应于“重质”组分。因此，N2可大部分通过所述反应器，而CO2可选择性地吸附在所述反应器中。从进料中吸附CO2可获得产物N2流。可使所述进料通过PSA反应器，直至满足一个或多个预先确定的将进料切换至另一PSA反应器或者停止进料气体流动的标准。可使用任何便利的预先确定的标准。例如，可使所述进料通过所述反应器达指定的时间。额外或替代地，可将所述进料可通入所述反应器中，直至在产物N2流中检测到CO2的穿透量。进一步地，额外或替代地，可将所述进料通入所述反应器中，直至进入所述反应器中的CO2量大致等于该反应器的吸附剂容量的阈值。在这种情况下，例如可将所述进料通入所述反应器中，直至进入所述反应器中的CO2量等于该反应器中的吸附剂材料吸附容量的至少约 75％，例如至少约80％，至少约85％或至少约90％。典型的PSA循环可包括将进料引入所述反应器中达约30-约300秒，例如约60-约120秒。
产物N2流可具有至少约85体积％，例如至少约88体积％，至少约90体积％，至少约92体积％，至少约93体积％，至少约94体积％，至少约95体积％，至少约96体积％，至少约97体积％或至少约98体积％的纯度。在任选除去水之后，产物N2流可具有至少约90体积％，例如至少约95体积％，至少约97体积％，至少约98体积％或至少99体积％的纯度。N2流的压力可为用作PSA反应器输入的再循环废气压力的至少约90％，例如至少约95％。额外或替代地，N2流的压力可与分离压力相差小于约0.5巴(约50kPa)，例如小于约0.3巴(约30kPa)或者小于约0.1巴(约10kPa)。进一步地，额外或替代地，引入PSA反应器中的一部分再循环废气流的分离温度可与N2产物流的温度相差约20℃或更小，例如约15℃或更小或者约10℃或更小。应指出的是，尽管分离温度和再循环料流温度具有的相同温度(即温差为约0℃)也包括在所列的温差范围内，然而在某些罕见的实施方案中，温差可任选排除0℃。额外或替代地，在分离循环的吸附段期间，产物N2流的温度可至少为PSA反应器的温度(吸附温度)。
在停止进料后，PSA反应器中的压力可例如使用一个或多个泄压(blow down)工艺而降低。在泄压工艺中，可打开PSA反应器的一侧或两侧，从而允许以泄压气流的形式释放压力。所述泄压气流通常可包含大部分N2且通常还可包含一些CO2。泄压工艺中所释放出的吸附CO2量可取决于吸附剂的性质。在一些常规PSA反应器中，所述泄压气流可从所述反应器的进料输入侧排出。或者，一股或多股泄压气流可从所述反应器的产物侧排出。例如，一种选择可包括具有从所述反应器的产物侧排出的初始泄压工艺，随后的第二泄压工艺允许气流从所述反应器的两侧排出。所述泄压工艺可将反应器中的压力降低至约0.9绝对巴(约90kPa(绝对))至约3.0绝对巴(约0.3MPa(绝对))，例如约1.0绝对巴(约0.1MPa(绝对))至约3.0绝对巴(约0.3MPa(绝对))，约1.1绝对巴(约110kPa(绝对))至约3.0绝对巴(约0.3MPa(绝对))，约1.3绝对巴(约130kPa(绝对))至约3.0绝对巴(约0.3MPa(绝对))，约0.9绝对巴(约90kPa(绝对))至约2.6绝对巴(约260kPa(绝对))，约1.0绝对巴(约 0.1MPa(绝对))至约2.6绝对巴(约260kPa(绝对))，约1.1绝对巴(约110kPa(绝对))至约2.6绝对巴(约260kPa(绝对))，约1.3绝对巴(约130kPa(绝对))至约2.6绝对巴(约260kPa(绝对))，约0.9绝对巴(约90kPa(绝对))至约2.0绝对巴(约0.2MPa(绝对))，约1.0绝对巴(约0.1MPa(绝对))至约2.0绝对巴(约0.2MPa(绝对))，约1.1绝对巴(约110绝对kPa)至约2.0绝对巴(约0.2MPa(绝对))，或约1.3绝对巴(约130kPa(绝对))至约2.0绝对巴(约0.2MPa(绝对))的值。在许多实施方案中，将所述反应器中的压力保持在高于环境压力下可有助于吸附剂保留CO2，直至需要解吸时的随后吹扫步骤。在一些实施方案中，所述泄压工艺的持续时间可为约30-约120秒。
在一些方面中，可能希望使用多个泄压步骤以产生对随后工艺而言更为容易的泄压料流。例如，在从废气中吸附CO2期间，通常可在所述反应器内产生分布，其中邻近所述反应器后(输入)端具有较高含量的非吸附CO2且邻近所述反应器排出(前)端具有较低含量的CO2。基于该分布，可使用仅由所述反应器排出(前)端排出的一部分泄压以获得具有低CO2含量的泄压出料。该初始泄压步骤可在邻近所述反应器后(输入)端处获得较高的CO2含量，从而更均匀地分布在所述反应器中。当发生这种情况时，然后可更有效地使泄压排出料流从所述反应器的两端排出，直至可获得所需的较低压力。
优选地，在停止废气流和开始泄压工艺步骤之间的时间期间内不向所述反应器中引入缓冲气体。可额外或替代地，优选所述泄压工艺步骤可在不向所述反应器中引入额外的气体下实施。可能希望在泄压步骤中避免使用缓冲气体和/或额外的气体，这是因为在停止废气流之后引入该类气体通常可导致值进一步损失而变成低值料流。例如，由所述泄压步骤产生的输出料流定义为低压输出流(相对于在所述废气分离期间所产生的产物N2流)。因此，就发电角度而言，泄压输出流中的N2通常损失其大部分值。在进一步使用之前，泄压输出流中的N2可能需要再次压缩。在废气流停止之后添加额外的N2通常仅能提高该低值输出流中的N2量。所述泄压输出流可优选具有较低的CO2，因为通常可能在开始随后的吹扫步骤之前，希望保留尽可能多的CO2。任何作为一部分泄压料流从所述PSA反应器中排出的 CO2代表了除所需的CO2产物流之外的料流中的额外CO2。然后，如果希望获得尽可能高的碳捕集和回收，则该额外的CO2(通常可具有低浓度)可能需要独立处理。因此，此时通常也不希望添加额外的CO2。最后，添加不同于CO2、N2或H2O的第三种气体可能是不希望的，因为引入该气体可能导致需要进行分离的另一组分。
在泄压工艺之后，可使用一股或多股吹扫气流以从所述反应器中移除吸附的CO2。一种选择可包括在约1.0绝对巴(约0.1MPa(绝对))至约3.0绝对巴(约0.3MPa(绝对))，例如约1.1绝对巴(约110kPa(绝对))至约3.0绝对巴(约0.3MPa(绝对))，约1.3绝对巴(约130kPa(绝对))至约3.0绝对巴(约0.3MPa(绝对))，约1.0绝对巴(约0.1MPa(绝对))至约2.6绝对巴(约260kPa(绝对))，约1.1绝对巴(约110kPa(绝对))至约2.6绝对巴(约260kPa(绝对))，约1.3绝对巴(约130kPa(绝对))至约2.6绝对巴(约260kPa(绝对))，约1.0绝对巴(约0.1MPa(绝对))至约2.0绝对巴(约0.2MPa(绝对))，约1.1绝对巴(约110kPa(绝对))至约2.0绝对巴(约0.2MPa(绝对))或约1.3绝对巴(约130kPa(绝对))至约2.0绝对巴(约0.2MPa(绝对))的压力下使用蒸汽吹扫以辅助CO2的解吸。另一选择可包括在高于3.0绝对巴(0.3MPa(绝对))，例如至少4.0绝对巴(0.4MPa(绝对))，至少5.0绝对巴(0.5MPa(绝对))，高于3.0绝对巴(0.3MPa(绝对))至约20绝对巴(约2MPa(绝对))，高于3.0绝对巴(0.3MPa(绝对))至约15绝对巴(约1.5MPa(绝对))，高于3.0绝对巴(0.3MPa(绝对))至约10绝对巴(约1MPa(绝对))，高于3.0绝对巴(0.3MPa(绝对))至约8绝对巴(约0.8MPa(绝对))，高于3.0绝对巴(0.3MPa(绝对))至约6绝对巴(约0.6MPa(绝对))，高于3.0绝对巴(0.3MPa(绝对))至约5绝对巴(约0.5MPa(绝对))，4.0绝对巴(0.4MPa(绝对))至约20绝对巴(约2MPa(绝对))，4.0绝对巴(0.4MPa(绝对))至约15绝对巴(约1.5MPa(绝对))，4.0绝对巴(0.4MPa(绝对))至约10绝对巴(约1MPa(绝对))，4.0绝对巴(0.4MPa(绝对))至约8绝对巴(约0.8MPa(绝对))，4.0绝对巴(0.4MPa(绝对))至约6绝对巴(约0.6MPa(绝对))，4.0绝对巴(0.4MPa(绝对))至约5绝对巴(约0.5MPa(绝对))，5.0绝对巴(0.5MPa(绝对))至约20绝对巴(约2MPa(绝对))，5.0绝对巴(0.5MPa(绝对))至约15绝对巴(约1.5MPa(绝对))，5.0绝对巴(0.5MPa(绝对))至约10绝对巴(约1MPa(绝对))，5.0绝对巴 (0.5MPa(绝对))至约8绝对巴(约0.8MPa(绝对))，或5.0绝对巴(0.5MPa(绝对))至约6绝对巴(约0.6MPa(绝对))的压力下使用蒸汽吹扫。所述蒸汽吹扫可获得产物CO2输出流，其还可含有H2O和较低量的N2。在一些实施方案中，所述蒸汽吹扫可持续约25-约60秒。在移除水之后，产物CO2流可具有至少约60％，例如至少约65％，至少约70％，至少约75％，至少约80％，至少约85体积％，至少约90体积％，至少约92体积％，至少约94体积％，至少约95体积％，至少约96％，至少约97％，至少约98％，至少约99％，至少约99.3％或至少约99.5％的纯度。额外或替代地，所回收的CO2量可对应于至少约80体积％，例如至少约85体积％，至少约90体积％，至少约92体积％，至少约94体积％，至少约95体积％，至少约96％，至少约97％，至少约98％，至少约99％，至少约99.3％或至少约99.5％。
所述蒸汽吹扫中所用的蒸汽量可对应于约1.0摩尔或更少的水/摩尔进料中的CO2，例如约0.9摩尔或更少的水/摩尔进料中的CO2，约0.75摩尔或更少的水/摩尔进料中的CO2，约0.6摩尔或更少的水/摩尔进料中的CO2，约0.5摩尔或更少的水/摩尔进料中的CO2或约0.4摩尔或更少的水/摩尔进料中的CO2。在吹扫中使用较少的蒸汽可能是有利的，这是因为蒸汽用量通常可对应于用于CO2回收的能量。应指出的是所述进料通常可包含至少50摩尔％，通常至少75摩尔％的N2。因此，水的摩尔数/所述进料中的气体(包括N2和CO2)总摩尔数的对比可获得更低的值，例如约0.5摩尔或更少的水/摩尔进料中的气体，约0.4摩尔或更少的水/摩尔进料中的气体，约0.3摩尔或更少的水/摩尔进料中的气体，约0.25摩尔或更少的水/摩尔进料中的气体，约0.2摩尔或更少的水/摩尔进料中的气体，约0.15摩尔或更少的水/摩尔进料中的气体，或约0.1摩尔或更少的水/摩尔进料中的气体。在其中所述蒸汽吹扫中所用的蒸汽具有非零含量的该类实施方案中，蒸汽的摩尔比可为至少约0.05摩尔或更少的水/摩尔进料中的CO2(例如至少约0.1摩尔或更少的水/摩尔进料中的CO2，至少约0.2摩尔或更少的水/摩尔进料中的CO2，或至少约0.3摩尔或更少的水/摩尔进料中的CO2)和/或可为至少约0.01摩尔或更少的水/摩尔进料中的气体(例如至少约0.02摩尔或更少的水/摩尔进料中的气体，至少约0.05摩尔或更少的水/摩尔进料中的气体，或至少约 0.1摩尔或更少的水/摩尔进料中的气体)。
在蒸汽吹扫之后，可任选使用第二氮气吹扫以从所述反应器中移除水和任何剩余的CO2。如果不使用第二吹扫，则下一循环中的N2输出流可具有更高的水含量，然而据信额外的水不会显著影响分离工艺。当使用第二氮气吹扫时，其可实施约10-约45秒。在蒸汽吹扫和任选的第二氮气吹扫之后，然后可对所述反应器再次加压以开始下一分离循环。再次加压可使用输入进料(再循环废气)进行。或者但优选地，可不实施第二吹扫，例如第二氮气吹扫，因为第二吹扫可代表在吹扫步骤结束和引入用于分离N2和CO2的废气的下一循环开始之间的缓冲气流。出于上述原因，额外的缓冲气体步骤通常可能是不希望的，因为该缓冲步骤可倾向于导致额外的低值气流体积。
在可选实施方案中，不有意使用蒸汽作为PSA循环的解吸步骤中的吹扫气体。在该可选实施方案中，如果使用吹扫气体，则其不有意包含水，然而例如可包括氮气吹扫(例如可持续约10-约60秒，约10-约50秒，约10-约45秒，约15-约60秒，约15-约50秒，约15-约45秒，约20-约60秒，约20-约50秒，约20-约45秒，约25-约60秒，约25-约50秒，或约25-约45秒)。应理解的是，即使在该不有意添加蒸汽的实施方案中，一些水/蒸汽仍可作为杂质/污染物存在于所用的任何吹扫料流中。在该类可选实施方案中，使用不有意添加的蒸汽可允许将获自PSA工艺的CO2直接引入CO2压缩机中，例如用于在提高油采收率方法中的注井，而不需要中间设备如冷凝器或热交换器。在该可选实施方案中，可获得类似的CO2回收率和/或纯度，尽管在该实施方案中明显不需要移除水以获得这些回收率和/或纯度。
希望减少/最小化缓冲气体使用的额外/代替表征方式可由在工艺循环期间所述PSA反应器中的总气体输入流表征。在上文所述的方法中，所述方法的完整循环可对应于将初始气流通入用于分离的反应器中，由所述输入气流吸附CO2，回收N2产物流，对所述反应器中的压力进行泄压，和用蒸汽(任选包括第二吹扫料流)吹扫所述反应器。如果仅使用蒸汽吹扫，则在工艺循环期间进入所述PSA反应器中的初始输入气流可包括再循环废气的输入气流和吹扫蒸汽。优选地，这些初始输入流可对应于进入所述PSA 反应器中的所有气流的至少约90体积％，例如至少约95体积％，至少约98体积％或至少约99体积％。如果使用第二N2吹扫或另一第二吹扫气体，则在工艺循环期间进入所述PSA反应器中的初始输入气流可包括再循环废气的输入气流、吹扫蒸汽和第二吹扫。优选地，在该实施方案中，这些初始输入流可对应于进入所述PSA反应器中的所有气流的至少约90体积％，例如至少约95体积％，至少约98体积％或至少约99体积％。
图2示意性地显示了进入适用于分离含CO2和N2的废气的变压吸附单元中的气流和从中排出的气流的实例。在图2中，变压吸附反应器210可接受含CO2和N2的进料205从而从所述反应器的第一或背侧分离。N2产物流202可从所述反应器的第二或前侧排出。在一段时间之后，例如在CO2穿透之后，可停止PSA的进料。然后，可实施一个或多个泄压工艺以将所述反应器中的压力降低。图2中显示了前泄压出料222。任选地，可使用后泄压或后和前泄压二者来替代前泄压222。然后，可将吹扫料流如吹扫蒸汽215引入所述反应器的前侧。所述吹扫料流可有助于从吸附剂中解吸CO2以获得CO2产物流212。
尽管在本文任何附图中均未明确描述，所述PSA工艺的提纯CO2出料可用于从地面和/或地下油藏(例如常规的井下油藏/天然气藏、非常规油藏/井、页岩油藏、页岩气藏、致密砂岩气、滞留性气藏、压裂油藏等)中采收油、气或相关的烃。在许多这些实施方案中，可能希望较高的CO2纯度，例如以提高效率并降低与压缩杂质有关的成本。然而，在这些实施方案的某些中，至少部分提高油/气/烃采收率可有效地利用较低的CO2纯度(例如约60-约85％或约60-约80％)，且特别地，可显著得益于允许在CO2料流纯度方面具有(提高的)灵活性(例如分段驱，其中使用一系列不同的纯度)的本发明方法。该灵活的纯度控制可与可随时间流逝和/或随具体油藏品质而变化的具体油藏/储层匹配。
变压吸附法—反应器设置
吸附剂床可以以任意便利的方式设置从而为气体提供流路，包括轴向流动和/或径向流动方向。容纳吸附剂床的容器可以以任何便利的方式相对于流动方向取向。PSA反应器的一种典型取向可为具有如下反应器：其中 流动方向与所述反应器的长轴或主轴对齐的反应器。该实例包括具有呈垂直圆柱体形式的PSA反应器，其中输入气流通过顶面或底面进入所述圆柱体中。尽管这可为PSA反应器相对于气体流动方向的常规设置，然而放大该方法以处理大体积流量仍可能存在困难。例如，PSA反应器的典型长径比可为约3:1，例如具有约10米长度和约3米直径的反应器。增大该反应器的尺寸通常可导致通过所述反应器的压降升高，而这通常是不希望的。因此，为了放大轴流PSA反应器以处理大气体流量，通常可使用多个反应器。
额外或替代地，可使用如下PSA反应器：其中所述反应器的长轴或主轴可垂直于气体流动方向。例如，PSA反应器可包括吸附剂的平行板，其中所述平行板的长轴与气体流动方向垂直。这可允许在具有轴向流动取向的单一反应器中放置体积高得多的吸附剂以捕集CO2，同时降低气流必须穿过所述反应器的距离。因此，该类设置可降低通过PSA反应器的压降，同时仍处理大体积的输入气流。这可减少处理大流量所需的独立反应器的数量。
作为实例，水平取向的PSA反应器可具有大致为矩形(例如具有约30米的长轴和约4米的短轴)的吸附剂平行板。在该水平设置中，可引入输入气体以流经短轴。这可通过在沿对应于长轴的反应器侧的若干位置处引入输入气体而实现。然后，可在该PSA反应器内使用流体分布器从而使得所述输入气体可沿长轴的整个长度分布。对大气体流速而言，由于进料在横跨PSA反应器长轴上分布所导致的压降可低于试图驱使该大气体流速通过多个常规轴流PSA反应器的压降。
变压吸附法—吸附剂材料
在各个方面中，可实施变压吸附法以在有利于所述联合发电法的其他方面的温度和压力下将N2与CO2分离。例如，所述再循环废气可具有约300-约600℃(例如约300-约550℃，约300-约500℃，约300-约450℃，约300-约400℃，约350-约600℃，约350-约550℃，约350-约500℃，约350-约450℃，约400-约600℃，约400-约550℃，约400-约500℃，约425-约600℃，约425-约550℃，约425-约500℃，约425-约460℃，约450-约600℃，约450-约550℃，或约500-约600℃的温度；额外或替代地，所述温度可为至少约325℃，例 如至少约350℃，至少约400℃，至少约425℃，或至少约440℃；进一步地，额外或替代地，所述温度可为约575℃或更低，约550℃或更低，约500℃或更低，约475℃或更低，约460℃或更低，或约440℃或更低)，和约10绝对巴(约1.0MPa(绝对))至约60绝对巴(约6.0MPa(绝对))(例如至少约10绝对巴(约1.0MPa(绝对))，至少约15绝对巴(约1.5MPa(绝对))，至少约20绝对巴(约2.0MPa(绝对))，至少约25绝对巴(约2.5MPa(绝对))，或至少约30绝对巴(约3.0MPa(绝对))的压力和/或约60绝对巴(6.0MPa(绝对))或更低，约50绝对巴(约5.0MPa(绝对))或更低，约40绝对巴(约4.0MPa(绝对))或更低，约35绝对巴(约3.5MPa(绝对))或更低，约30绝对巴(约3.0MPa(绝对))或更低，约25绝对巴(约2.5MPa(绝对))或更低，或约22.5绝对巴(约2.25MPa(绝对))或更低的压力)的压力。
如上文所述，所述分离方法的第一目标可为在与所述发电方法相容的条件下实施分离。因此，可能希望大致在再循环废气的温度和压力下进行分离。为了在所述再循环废气的条件下实现分离，所述变压吸附反应器中的吸附剂材料通常应在该条件下有效。
合适吸附剂的一个实例包括混合金属氧化物吸附剂，例如包括碱金属碳酸盐和碱土金属氧化物和/或过渡金属氧化物的混合物的吸附剂。合适碱金属碳酸盐的实例可包括但不限于锂、钠、钾、铷、铯的碳酸盐或其组合，例如锂、钠、钾的碳酸盐或其组合。合适碱土金属氧化物的实例可包括但不限于镁、钙、锶、钡的氧化物或其组合，例如镁和/或钙的氧化物。合适过渡金属氧化物的一些实例可包括但不限于镧系金属如镧的氧化物和/或可形成其中所述金属呈+2或+3价氧化态的氧化物的过渡金属(例如钇、铁、锌、镍、钒、锆、钴或其组合)的氧化物。
在一些方面中，所述碳酸盐可独立地选自呈混合金属氧化物形式的氧化物。在这些方面中，所述碳酸盐可包括、基本上由其构成或者为碳酸锂、碳酸钠、碳酸钾、碳酸铷和/或碳酸铯(例如碳酸锂、碳酸钠和/或碳酸钾；碳酸锂和/或碳酸钾；碳酸锂和/或碳酸钠；或碳酸钠和/或碳酸钾)。
在其中所述碳酸盐独立地选自氧化物的方面中，所述氧化物可为碱土金属氧化物、过渡金属氧化物、两种或更多种碱土金属氧化物的组合、两 种或更多种过渡金属氧化物的组合，或包括至少一种碱土金属氧化物和至少一种过渡金属氧化物的氧化物组合。在其中所述独立选择的氧化物包括一种或多种碱土金属氧化物的方面中，合适的碱土金属氧化物可包括、基本上由其构成或者为氧化镁、氧化钙、氧化锶和/或氧化钡，例如至少包括氧化镁和/或氧化钙。
在其中所述独立选择的氧化物包括一种或多种过渡金属氧化物的方面中，合适的过渡金属可包括、基本上其构成或者为一种或多种可形成其中所述金属呈+2或+3价氧化态的氧化物(例如氧化钇、氧化铁、氧化锌、氧化镍、氧化钒、氧化钴、氧化锆、氧化镧、镧系金属的其他氧化物和/或其组合)的过渡金属。一种优选的选择包括选自氧化镧和/或氧化锆的过渡金属氧化物。另一选择包括选自氧化镧、氧化钇、氧化锆和/或氧化锌的金属氧化物。又一选择包括选自氧化镍、氧化钴和/或氧化钴的金属氧化物。还可设想这些选择各自之内和/或选择之间的混合物，例如氧化镧与氧化锌和/或氧化钒的混合物；氧化镧与氧化铁、氧化钴和/或氧化镍的混合物；氧化锆与氧化钇、氧化锌和/或氧化钒的混合物；以及氧化锆与氧化铁、氧化钴和/或氧化镍的混合物。
在其中所述独立选择的氧化物包括一种或多种碱金属氧化物和一种或多种过渡金属氧化物的方面中，合适的碱金属氧化物可包括、基本上由其构成或者为氧化镁、氧化钙、氧化锶和/或氧化钡，而合适的过渡金属可包括、基本上由其构成或者为可形成其中所述金属呈+2或+3价氧化态的氧化物(例如氧化钇、氧化铁、氧化锌、氧化镍、氧化钒、氧化钴、氧化锆、氧化镧和/或其他镧系氧化物)的过渡金属。这些碱金属氧化物和过渡金属氧化物各自可各自独立地选择或呈多种过渡金属氧化物的任意组合的形式。混合物的实例可包括，基本上其构成或者为其中至少一种氧化物为氧化镧、氧化锆和/或氧化镁的氧化物混合物；其中混合物包括氧化镧、氧化锆和氧化镁中至少两种的氧化物混合物；其中一种氧化物为氧化镁和/或氧化钙的氧化物混合物；和/或其中至少一种氧化物为氧化镧、氧化钇和/或氧化锆的氧化物混合物。
在某些可选方面中，混合金属氧化物可包括与过渡金属氧化物组合的 碱土金属碳酸盐。在这些方面中，所述碱土金属碳酸盐可包括、基本上由其构成或者为碳酸镁和/或碳酸钙。额外或替代地，所述碱土金属碳酸盐可存在于与碱金属碳酸盐的混合物中。该类碳酸盐混合物的实例可包括、基本上由其构成或者为碳酸锂与碳酸镁的混合物、碳酸锂与碳酸钙的混合物、碳酸钾与碳酸镁的混合物、碳酸钾与碳酸钙的混合物、碳酸钠与碳酸镁的混合物以及碳酸钠与碳酸钙的混合物(例如碳酸锂与碳酸镁的混合物或碳酸钾与碳酸镁的混合物)。在这些方面中，合适的过渡金属可包括、基本上由其构成或者为可形成其中所述金属呈+2或+3价氧化态的氧化物(例如氧化钇、氧化铁、氧化锌、氧化镍、氧化钒、氧化钴、氧化锆、氧化镧、其他镧系氧化物，和/或其组合)的过渡金属。这些碱土碳酸盐和过渡金属氧化物各自可独立地选择或呈多种碱土碳酸盐和/或多种过渡金属氧化物的任意组合的形式。就所述过渡金属氧化物而言，一种优选的选择可包括选自氧化镧或氧化锆的过渡金属氧化物。另一选择可包括选自氧化镧、氧化钇、氧化锆和/或氧化锌的金属氧化物。又一选择可包括选自氧化镍、氧化钴和/或氧化铁的金属氧化物。还设想这些选择各自之内和/或选择之间的混合物，例如其中至少一种氧化物为氧化镧和/或氧化锆的氧化物混合物；氧化镧与氧化锌和/或氧化钒的混合物；氧化镧与氧化铁、氧化钴和/或氧化镍的混合物；氧化锆与氧化钇、氧化锌和/或氧化钒的混合物；和/或氧化锆与氧化铁、氧化钴和/或氧化镍的混合物。
额外或代替的材料可包括水滑石。
其他实施方案
额外或替代地，本发明可包括一个或多个如下实施方案。
实施方案1.一种发电方法，包括：将再循环废气在主压缩机中压缩以产生压缩的再循环废气，其中所述压缩的再循环废气具有约400-约500℃的再循环温度和约10绝对巴(约1.0MPa(绝对))至约30绝对巴(约3.0MPa(绝对))的再循环压力，所述再循环废气包含至少约70体积％的N2和至少约10体积％的CO2；将富氧空气在入口压缩机中压缩以产生压缩的氧化剂；将所述压缩的再循环废气的第一部分通入燃烧室中；在所述燃烧室中在所述压缩的再循环废气的第一部分存在下化学计量燃烧所述压缩的氧化剂和燃 料，由此产生排出料流，其中所述压缩的再循环废气的第一部分起稀释剂的作用，其设置用来调节所述排出料流的温度；使所述排出料流在膨胀机中膨胀以至少部分驱动所述主压缩机并产生再循环废气；将所述再循环废气的第二部分通入包含吸附剂材料的变压吸附反应器中；在与再循环温度相差小于约20℃的吸附温度以及与再循环压力相差小于约1巴(约0.1MPa)的吸附压力下使CO2吸附于所述吸附剂材料上；从所述反应器的前端回收具有至少约95体积％纯度的N2流，其中回收的N2流具有与分离压力相差小于约0.5巴(约50kPa)的压力；通过从所述反应器的至少一端输出泄压料流而将所述变压吸附反应器中的压力降低至约1.0绝对巴(约0.1MPa(绝对))至约3.0绝对巴(约0.3MPa(绝对))的压力；和在约1.0绝对巴(约0.1MPa(绝对))至约3.0绝对巴(约0.3MPa(绝对))的压力下用吹扫蒸汽吹扫所述变压吸附反应器以产生CO2回收料流，其中所述CO2回收料流包含存在于所述再循环废气的第二部分中的CO2的至少约90％，所述吹扫蒸汽包含小于约1.5摩尔(例如小于约1.0摩尔或小于约0.8摩尔)H2O/摩尔所述再循环废气的第二部分中的CO2。
实施方案2.一种发电方法，包括：将再循环废气在主压缩机中压缩以产生压缩的再循环废气，其中所述压缩的再循环废气具有约400-约500℃的再循环温度和约10绝对巴(约1.0MPa(绝对))至约30绝对巴(约3.0MPa(绝对))的再循环压力，所述再循环废气包含至少约70体积％的N2和至少约10体积％的CO2；将富氧空气在入口压缩机中压缩以产生压缩的氧化剂；将所述压缩的再循环废气的第一部分通入燃烧室中；在燃烧室中在所述压缩的再循环废气的第一部分存在下化学计量燃烧所述压缩的氧化剂和燃料，由此产生排出料流，其中所述压缩的再循环废气的第一部分起稀释剂的作用，其设置用来调节所述排出料流的温度；使所述排出料流在膨胀机中膨胀以至少部分驱动所述主压缩机并产生再循环废气；将所述再循环废气的第二部分通入包含吸附剂材料的变压吸附反应器中；在与再循环温度相差小于约20℃的吸附温度以及与再循环压力相差小于约1巴(约0.1MPa)的吸附压力下使CO2吸附于所述吸附剂材料上；从所述反应器的前端回收具有至少约95体积％纯度的N2流，其中回收的N2流具有与分离压力相差小于约 0.5巴(约50kPa)的压力；任选通过从所述反应器的至少一端输出泄压料流而将所述变压吸附反应器中的压力降低至至少约3.0绝对巴(约0.3MPa(绝对))的压力；和在3.0绝对巴(约0.3MPa(绝对))至约20.0绝对巴(约2.0MPa(绝对))的压力下用不含有意添加的水和/或蒸汽的吹扫料流吹扫所述变压吸附反应器以产生CO2回收料流，其中所述CO2回收料流包含存在于所述再循环废气的第二部分中的CO2的至少约90％。
实施方案3.根据实施方案1或实施方案2的方法，其中所述压缩的氧化剂具有约30-约50体积％的氧气浓度，还任选其中压缩的氧化剂的产生进一步包括将富氧空气与环境空气混合。
实施方案4.一种由反应器废气流生产N2和CO2的方法，包括：将包含至少约70体积％N2和至少约10体积％CO2的反应器废气流通入包含吸附剂材料的变压吸附反应器中，其中所述反应器废气流具有约10绝对巴(约1.0MPa(绝对))至约30绝对巴(约3.0MPa(绝对))的压力；在至少400℃的吸附温度下使CO2吸附于所述吸附剂材料上；从所述反应器的前端回收具有至少约95体积％纯度的N2流，其中回收的N2流具有与反应器废气流压力相差约0.5巴(约50kPa)或更小的压力；通过从所述反应器的至少一端输出泄压料流而将所述变压吸附反应器中的压力降至约1.0绝对巴(约0.1MPa(绝对))至约3.0绝对巴(约0.3MPa(绝对))的压力；和在约1.0绝对巴(约0.1MPa(绝对))至约3.0绝对巴(约0.3MPa(绝对))的压力下用吹扫蒸汽吹扫所述变压吸附反应器以产生CO2回收料流，其中所述CO2回收料流包含存在于所述反应器废气流中的CO2的至少约90％，所述吹扫蒸汽包含小于约1.5摩尔(例如小于约1.0摩尔或小于约0.8摩尔)H2O/摩尔反应器废气流中的CO2。
实施方案5：一种由反应器废气流生产N2和CO2的方法，包括：将包含至少约70体积％N2和至少约10体积％CO2的反应器废气流通入包含吸附剂材料的变压吸附反应器中，其中所述反应器废气流具有约10绝对巴(约1.0MPa(绝对))至约30绝对巴(约3.0MPa(绝对))的压力；在至少400℃的吸附温度下使CO2吸附于所述吸附剂材料上；从所述反应器的前端回收具有至少约95体积％纯度的N2流，其中回收的N2流具有与反应器废气流压力相 差约0.5巴(约50kPa)或更小的压力；任选通过从所述反应器的至少一端输出泄压料流而将所述变压吸附反应器中的压力降低至至少3.0绝对巴(0.3MPa(绝对))的压力；和在3.0绝对巴(0.3MPa(绝对))至约20.0绝对巴(约2.0MPa(绝对))的压力下用不含有意添加的水/蒸汽的吹扫料流吹扫所述变压吸附反应器以产生CO2回收料流，其中所述CO2回收料流包含存在于所述再循环废气的第二部分中的CO2的至少约90％。
实施方案6.根据前述实施方案中任一项的方法，进一步包括使第二吹扫料流通过所述变压吸附反应器以产生第二CO2回收料流，其中所述第二吹扫料流具有不同于所述吹扫蒸汽的组成。
实施方案7.根据前述实施方案中任一项的方法，其中所述通入、吸附、回收、降低和吹扫包括变压吸附循环、再循环废气的第二部分、吹扫蒸汽和第二吹扫料流，当存在时，包含在所述变压吸附循环期间引入所述变压吸附反应器中的气体的至少约95体积％。
实施方案8.根据前述实施方案中任一项的方法，进一步包括将CO2回收料流分离成CO2产物流和水，其中所述CO2产物流包含至少90体积％的CO2。
实施方案9.一种由反应器废气流生产N2和CO2的方法，包括：压缩再循环废气以产生压缩的再循环废气，其中所述压缩的再循环废气具有约400-约500℃的再循环温度和约10绝对巴(约1.0MPa(绝对))至约30绝对巴(约3.0MPa(绝对))的再循环压力，所述再循环废气包含至少约70体积％的N2和至少约10体积％的CO2；在循环变压吸附方法中将至少一部分压缩的再循环废气中的CO2与N2分离，其中工艺循环包括：将至少一部分压缩的再循环废气通入包含吸附剂材料的变压吸附反应器中，其中反应器废气流具有约10绝对巴(约1.0MPa(绝对))至约30绝对巴(约3.0MPa(绝对))的压力；在与再循环温度相差小于约20℃的吸附温度以及与再循环压力相差小于约1巴(0.1MPa)的吸附压力下使CO2吸附于所述吸附剂材料上；从所述反应器的前端回收具有至少约95体积％纯度的N2流，其中回收的N2流具有与所述反应器废气流压力相差约0.5巴(约50kPa)或更小的压力，所述回收的N2流具有与再循环温度相差20℃或更小的温度；通过从所述反应器的至少一 端输出泄压料流而将所述变压吸附反应器中的压力降低至约1.0绝对巴(约0.1MPa(绝对))至约3.0绝对巴(约0.3MPa(绝对))的压力；和在约1.0绝对巴(约0.1MPa(绝对))至约3.0绝对巴(约0.3MPa(绝对))的压力下用吹扫蒸汽吹扫所述变压吸附反应器以产生CO2回收料流，其中所述CO2回收料流包含存在于所述反应器废气流中的CO2的至少约90％，所述吹扫蒸汽包含小于约1.5摩尔(例如小于约1.0摩尔或小于约0.8摩尔)H2O/摩尔所述反应器废气流中的CO2；和将所述CO2回收料流分离成CO2产物流和水，其中所述CO2产物流包含至少约90体积％的CO2，其中所述至少一部分压缩的再循环废气和吹扫蒸汽包含在工艺循环期间引入所述变压吸附反应器中的气体的至少约95体积％。
实施方案10.根据前述实施方案中任一项的方法，其中所述CO2产物流进一步包含N2。
实施方案11.根据前述实施方案中任一项的方法，其中所述再循环废气具有约5-约20体积％(例如约10-约20体积％)的CO2浓度和/或约1体积％或更低的O2浓度。
实施方案12.根据前述实施方案中任一项的方法，其中吸附剂包含一种或多种如下物质：(a)碱金属碳酸盐(例如碳酸钾、碳酸锂和/或碳酸钠)和碱土金属和/或过渡金属(例如形成呈+2和/或+3价氧化态的氧化物的过渡金属)的氧化物，例如包含碳酸锂或碳酸钾中的至少一种以及氧化镧、氧化钇和氧化镁中的至少一种；(b)碱土金属碳酸盐(例如碳酸镁和/或碳酸钙)和过渡金属(例如形成呈+2和/或+3价氧化态的氧化物的过渡金属)的氧化物，例如包含碳酸镁或碳酸钙中的至少一种以及氧化镧、氧化钇和氧化镁中的至少一种；和(c)水滑石。
实施方案13.根据前述实施方案中任一项的方法，其中所述回收N2流的温度至少为吸附温度。
实施方案14.根据前述实施方案中任一项的方法，进一步包括用所述反应器废气流或所述压缩的再循环废气将所述变压吸附反应器再次加压至至少约10绝对巴(约1.0MPa(绝对))的压力。
实施方案15.根据前述实施方案中任一项的方法，其中降低变压吸附 反应器中的压力包括：(i)从所述反应器前端输出第一泄压料流和/或(ii)在输出第一泄压料流之后，从所述反应器的前端输出第二泄压料流和从所述反应器的后端输出第三泄压料流。
实施方案16.一种由所述反应器废气流生产N2和CO2的方法，包括：压缩再循环废气以产生压缩的再循环废气，其中所述压缩的再循环废气具有约400-约500℃的再循环温度和约10绝对巴(约1.0MPa(绝对))至约30绝对巴(约3.0MPa(绝对))的再循环压力，所述再循环废气包含至少约70体积％的N2和至少约10体积％的CO2；在循环变压吸附方法中将所述至少一部分压缩的再循环废气中的CO2与N2分离，其中工艺循环包括：将所述至少一部分压缩的再循环废气通入包含吸附剂材料的变压吸附反应器中，其中所述反应器废气流具有约10绝对巴(约1.0MPa(绝对))至约30绝对巴(约3.0MPa(绝对))的压力；在与再循环温度相差小于约20℃的吸附温度以及与再循环压力相差小于约1巴(约0.1MPa)的吸附压力下使CO2吸附于所述吸附剂材料上；从所述反应器的前端回收具有至少约95体积％纯度的N2流，其中回收的N2流具有与所述反应器废气流压力相差约0.5巴(约50kPa)或更小的压力，所述回收的N2流具有与所述再循环温度相差20℃或更小的温度；通过从所述反应器的至少一端输出泄压料流而将所述变压吸附反应器中的压力降低至约1.0绝对巴(约0.1MPa(绝对))至约5.0绝对巴(约0.5MPa(绝对))的压力；在约1.0绝对巴(约0.1MPa(绝对))至约5.0绝对巴(约0.5MPa(绝对))的压力下用吹扫蒸汽吹扫所述变压吸附反应器以产生CO2回收料流，其中所述CO2回收料流包含存在于所述反应器废气流中的CO2的至少约60％，所述吹扫蒸汽包含小于1.5摩尔(例如小于约1.0摩尔或小于约0.8摩尔)H2O/摩尔所述反应器废气流中的CO2；和将所述CO2回收料流分离成CO2产物流和水，其中所述CO2产物流包含约60-约99.5体积％的CO2，其中所述至少一部分压缩的再循环废气和吹扫蒸汽包含在工艺循环期间引入所述变压吸附反应器中的气体的至少约90体积％。
实施例1—在一部分再循环废气上实施变压吸附
下文的预见性实施例基于与图2所示设置类似的变压吸附反应器设置。在该实施例中，在多个PSA反应器中使用基于混合金属氧化物的吸附剂以 分离CO2和N2。所述分离在约400-约500℃的温度下进行。所述PSA反应器对应于多个水平对齐的容器，例如3或4个容器。所述反应器包括适用于使垂直于该反应器长轴的输入流水平对齐的吸附剂结构，例如平行板吸附剂。所述反应容器具有约7.5-1的长宽比，这对应于约30米的长轴和约4米的短轴。所述反应器布置成包括一系列步骤的循环。所述循环中的第一步骤为持续～60-120秒的高压进料步骤(例如～21绝对巴(约2.1MPa(绝对)))，在此期间为PSA反应容器的进料端提供进料气体。进料气体的实例为获自低排放发电系统的再循环涡轮机废气。可将所述涡轮机废气在～440℃的温度下输送至所述PSA容器中。涡轮机废气组成的一个实例可为约11体积％的二氧化碳、约84体积％的氮气和剩余量的水和其他痕量物质。当将所述进料气体供入所述容器的进料端中时，由产物侧产生氮气产物。所述氮气产物可具有至少约90体积％的纯度、约440℃的温度和约20.7绝对巴(约2.07MPa(绝对))的压力。在吸附足量的CO2(例如所述吸附剂容量的约85％)之后，开始泄压步骤。所述泄压步骤可实施约30-120秒。在所述泄压步骤结束时，所述反应容器的压力为约1.3绝对巴(约130kPa(绝对))至约1.6绝对巴(约160kPa(绝对))。泄压可仅沿前进方向进行(其中仅开放产物端)，或者可沿前进方向实施第一泄压，然后实施第二泄压(其中开放进料端和产物端二者)。在泄压后，可从产物侧实施低压蒸汽吹扫约35-135秒以吹扫出吸附的二氧化碳。所述低压蒸汽吹扫产生了包含水和二氧化碳的输出料流。在移除水之后，所述输出料流可具有至少约90体积％的CO2纯度。所述输出料流还可对应于存在于所述PSA反应器进料中的CO2的至少约90％(以重量计)。任选地，可在蒸汽吹扫之后实施额外的氮气吹扫，以吹扫出残留在所述反应器中的任何蒸汽和二氧化碳。然后从进料侧将所述容器再次加压以使所述PSA反应容器回复至初始压力，从而实施进料气体的分离。所述再次加压可使用所述进料气体进行且通常可耗时约25-60秒。实施该PSA循环可将所述涡轮机废气如再循环废气中所含的二氧化碳和氮气分离，从而以至少90％的回收率和至少90体积％的纯度(在冷凝出水之后)回收二氧化碳，同时还生产纯度高于90体积％的氮气。所述循环还可使用降低量的蒸汽，例如约0.3-约0.6摩尔蒸汽/摩尔PSA反应器进料气体中的二氧化碳。
实施例2—涡轮机废气分离的模拟
下文实施例基于模拟来自发电用涡轮机的烟道气或废气中的CO2和N2分离。该模拟基于瞬态物质的数值解析和循环吸附/解吸过程中所涉及的能量平衡。反应器设置对应于图2所示的设置。
表1显示了该模拟的输入和结果。模拟的废气流为约820百万SCF/天。各栏对应于使用含有碳酸钾和氧化镧的混合金属氧化物基吸附剂的变压吸附循环中的各步骤。“进料”和“蒸汽吹扫”栏对应于所述工艺的输入，而剩余栏对应于输出流。
表1
进料 蒸汽吹扫 N2产物 CO2产物 泄压
P(绝对巴) 21 1.5 20.7 1.35 1.35
T(°F) 826 826 837 824 837
MMSCFD 822 81.3 653 158 91.4
磅·mol/小时 90200 8930 71800 17400 10000
CO2摩尔％ 11 0 0.39 51.5 5.69
N2摩尔％ 84 0 93.3 1.69 89.0
H2O摩尔％ 5 100 6.33 46.78 5.30
表2显示了另一模拟的输入和结果。模拟的废气流为约830百万SCF/天。各栏对应于使用含有碳酸钾和氧化镁的混合金属氧化物基吸附剂的变压吸附循环中的各步骤。“进料”和“蒸汽吹扫”栏对应于所述工艺的输入，而剩余栏对应于输出流。
表2
进料 蒸汽吹扫 N2产物 CO2产物 泄压
P(绝对巴) 21 1.5 20.5 1.37 1.37
T(°F) 826 826 840 820 840
MMSCFD 834 33.5 708 116 43.3
磅·mol/小时 91500 3680 77700 12700 4750
CO2摩尔％ 11.0 0 0.72 73.7 4.21
N2摩尔％ 84.0 0 93.4 0.57 90.4
H2O摩尔％ 5.00 100 5.89 25.8 5.38
基于该模拟，进料中CO2的至少90％作为所需CO2产物的一部分捕集。换言之，进料中的小于10％CO2损失进N2产物或泄压料流中。如表1和2所 示，所述CO2产物流的纯度高于96％。应指出的是，由于约一半的初始CO2产物流为水，因此在移除水之后，N2相应地高于剩余CO2产物流的百分比。
实施例3—CO 2 分离的能量要求
与常规分离方法相比，使用变压吸附从废气中分离CO2可提供优势。表3显示了使用变压吸附实施CO2分离相对于两个对照胺分离工艺的总能消耗量的估计值的对比。
表3
在表3中，低压和高压胺工艺是指通过在胺分离器中吸附而分离CO2。所述胺分离在～40℃的温度下进行。吸附压力是指进入所述分离工艺中的废气流的压力。P最终CO2值保持恒定且反映了分离的CO2流的低压(例如环境压力)特性。P最终N2值对应于在分离出CO2之后由所述工艺产生的N2流的压力。能量消耗估计值基于对所示条件下各工艺的热力学计算。
在表3中，通过变压吸附分离CO2所需的能量低于高压胺处理所需的能量，且与低压胺处理所需的能量相当。然而，如表3所示，就在分离期间所产生的N2流的性质而言，使用变压吸附分离CO2提供了若干优点。首先，在变压吸附工艺期间N2产物流的温度得以大致保持，而胺分离法需要降低温度，例如降至～40℃。为了将N2产物流用于额外的发电，通常需要将获自所述胺工艺的N2产物流的温度至少升回至约300-400℃或更高，这需要不包括在表3中所示的分离能量估计值内的额外能量成本。将N2产物流回复至较高的温度所需的额外能量成本可由于使用以使得分离前的废气能量可传递给分离后的N2产物流的热交换器而降低。然而，这需要额外的大量设备足迹，因此是较不期望的。
变压吸附分离相对于低压胺分离的另一优点可包括在分离期间保持N2产物流的压力，这可允许将所述N2产物流用于其他目的，例如发电，而无需耗费能量以改变该料流。
实施例4—模拟用于EOR应用的CO 2 纯度和回收
使用对应于图1的设置和本文所公开的条件，例如来自管线150的经提纯的CO2气流(烟道气)可具有约21巴(表压)(～2.1MPa(表压))的压力。图3显示了对具有该压力的烟道气的CO2回收率和CO2纯度。在需要更高气体压力的情况下，可在废气再循环涡轮机的出口和PSA容器之间增加额外的压缩机。
图3描述了使用关键吸附性能的数值模拟和实验数据的组合的集成装置性能。模拟基于包含～11体积％CO2、～84体积％N2、～5体积％水的PSA单元的烟道气输入且在至少400℃的温度下使用合适的高温吸附剂(例如本文所公开的混合金属氧化物和/或水滑石)以～820百万SCFD(标准立方英尺/天)标称流速进行。此处所用的模拟依赖于所述物质的数值解析和涉及在PSA循环的吸附和解吸工艺步骤中的能量平衡。吸附剂的饱和CO2容量使用标准热重分析法(TGA)和穿透柱测量法测定。
图3显示了CO2纯度相对于具有～21绝对巴排放气体压力的用于ULET发电厂的蒸汽之间的权衡。CO2纯度的各数据点所示的数值意指对应于CO2回收率。图3还显示了CO2纯度、CO2捕集率、工厂足迹和蒸汽使用率之间的对比。
经提纯的CO2的所有其他用途(例如提高烃采收率如井下EOR)通常可能需要随后下游压缩至所需的油藏注入压力或局部CO2管线压力(例如～2215psi(表压)或～150巴(表压))。该压力针对的是美国CO2管线网络。所需的实际压力为油藏和油性能的函数且可能远远低于2215psi(表压)。
为了降低下游压缩成本，一种方法可能为在升高的压力(例如～2-3绝对巴)下再生CO2。图3显示了4床PSA工艺可在CO2捕集率下输送较高纯度的CO2(约97-约99％)，同时还在相对较高的CO2压力(再次为～2-3绝对巴或更高)下保持较低的蒸汽使用量(例如由所用的蒸汽摩尔数与所产生的CO2摩尔数之比衡量，其优选不大于1.0)。应指出的是由于所处理的极大低压气体体积，压缩的第一步骤具有最大的设备足迹且因此以最大的经济为代价。因此，省略早期压缩步骤获得了比降低最终压缩值(即省略后期压缩步骤)更高的经济益处。用于井下EOR应用的最终总压缩可高于100绝对巴，例 如约100-250绝对巴。
如该实施例所证实的那样，本发明的益处可为双重的—[1]伴随着可通过升高废气压力而实现的气体体积的降低，可总体减少(管道)设备；和[2]由于省略压缩的第一(或更多)步骤，可降低压缩功率需求。所述益处的组合效果可包括主要的足迹和能量优点，这对发电厂和提高的烃采收率(特别是对常规的EOR)设施的集成可能是重要的。
在降低的纯度要求(这可适于某些油藏)的情况下，高温PSA可在不使用有意添加的吹扫蒸汽下运行。例如，在不使用蒸汽下在～21巴下运行的3床高温PSA设置可有利地以～60％或更高的纯度和回收率二者生产CO2。额外或替代地，在～55巴下运行的3床高温PSA设置可有利地在不存在有意添加的蒸汽下以～70％或更高的纯度生产CO2。全部省略蒸汽的确可显著降低工艺复杂度，这是因为在这种情况下可有利地省略各种蒸汽冷凝、热交换和腐蚀相关的设备。
此外，例如由于提高非CO2“杂质”可降低待注入油藏中的混合物的粘度(该粘度在某些情况下允许提高吸收和/或随后提高采油率)，因此较低纯度的CO2可适用于某些开采操作中或者是其所希望的，所述油藏例如为非常规油藏，包括与页岩气和岩层有关的那些。例如在～2000psi(表压)和～100°F的标准油藏中，80/20CO2/N2气流可具有～0.03cPs的粘度，而70/30CO2/N2气流可具有～0.025cPs的粘度。在某些情况下，CO2纯度变化的灵活性提高可允许本发明的方法和装置具有提高的开采效率和/或获得在无该灵活性下不易获得的油层/油藏的总体生产率。
例如，在使用CO2以提高页岩气中的天然气采收率中，采收输入料流中的CO2纯度可能需要随时间流逝而提高(连续、逐步、间歇、渐进或者甚至急剧地)，这是因为开采的CH4越多，则可能更多地需要用CO2来置换例如吸附于油藏岩中的有机物质上的CH4。因此，注入所需的CO2量和/或纯度可随着时间流逝而提高，这是因为油藏中的CH4含量由于连续开采而降低。在使用本发明的集成方法下，这可导致随时间流逝而需要更多的CO2(就更大的体积而言和/或就纯度而言)。在某些实施方案中，这又可能需要在PSA工艺中的更高蒸汽使用率，该可变的蒸汽需求可通过本文所述 的实时调节能力实现。
实施例5—在一部分再循环废气上实施PSA以获得高纯度CO 2
下文的预见性实施例基于与图2所示设置类似的变压吸附反应器设置。在该实施例中，在多个PSA反应器中使用基于混合金属氧化物的吸附剂以分离CO2和N2。所述分离在约440℃的温度下进行。所述PSA反应器可对应于～3个水平对齐的容器。所述反应器可包含适用于使垂直于该反应器长轴的输入流水平对齐中的吸附剂设置，例如平行板吸附剂和/或吸附剂床。所述反应容器可具有约30米的长轴和约4米的短轴。所述反应器可布置成包括一系列步骤的循环。所述循环中的第一步骤为在较高压力，例如～21绝对巴(～2.1MPa(绝对))下持续约150秒的进料步骤，在此期间将进料气体提供至PSA反应容器的进料端。进料气体的实例可包括或者为获自低排放发电系统的再循环涡轮机废气。可将所述涡轮机废气在约440℃的温度下输送至所述PSA容器中。涡轮机废气组成的实例可为～11体积％CO2、～84体积％N2以及剩余量的水和其他痕量物质。当将所述进料气体提供至所述容器的进料端时，可从产物侧生产氮气产物。所述氮气产物可具有至少约90体积％的纯度、约440℃的温度和约20.7绝对巴(约2.07MPa(绝对))的压力。在吸附足量的CO2，例如所述吸附剂容量的约85％之后，开始泄压步骤。所述泄压步骤沿前进(流动)方向进行约～40秒。在所述泄压步骤结束时，所述反应容器的压力可为约1.5绝对巴(约150kPa(绝对))。所述泄压可仅沿前进(流动)方向进行(其中仅开放产物端)，或者可沿前进(流动)方向实施第一泄压，随后实施第二泄压(其中进料端和产物端均开放)。额外或替代地，这些泄压序列的其他组合也是可能的。在泄压后，可从产物侧实施较低压蒸汽吹扫(约1-1.5绝对巴，～100-150kPa(绝对))约205秒以吹扫出吸附的二氧化碳。所述较低压蒸汽吹扫可产生包含水和二氧化碳且处于约1.48绝对巴(～148kPa(绝对))压力下的输出料流。在通过冷凝移除水之后，所述输出料流可具有至少约99摩尔％的CO2纯度。所述输出料流还可对应于存在于所述PSA反应器进料中的CO2的至少约82％。任选地，在蒸汽吹扫之后可实施额外的氮气吹扫，以吹扫出残留在所述反应器中的任何蒸汽和二氧化碳。然后可从进料侧对所述容器再次加压以将所述PSA反应容器回复至～21绝 对巴(～2.1MPa(绝对))的初始压力从而实施进料气体的分离。所述再次加压可使用产物气体进行～55秒。该PSA循环的实施可允许将涡轮机废气(例如再循环废气)中所含的二氧化碳与氮气分离，从而可以以至少80％的回收率和至少99体积％的纯度回收二氧化碳(在冷凝出水之后)。所述循环还可使用降低量的蒸汽，例如约0.59摩尔蒸汽/摩尔作为产物回收的二氧化碳。
实施例6—在一部分再循环废气上实施PSA以获得高纯度CO 2
下文的预见性实施例基于与图2所示设置类似的变压吸附反应器设置。在该实施例中，在多个PSA反应器中使用基于混合金属氧化物的吸附剂以分离CO2和N2。所述分离在约440℃的温度下进行。所述PSA反应器可对应于～4个水平对齐的容器。所述反应器可包含适用于使垂直于该反应器长轴的输入流水平对齐中的吸附剂设置，例如平行板吸附剂和/或吸附剂床。所述反应容器可具有约35米的长轴和约4米的短轴。所述反应器可布置成包括一系列步骤的循环。所述循环中的第一步骤为在较高压力，例如～21绝对巴(～2.1MPa(绝对))下持续约200秒的进料步骤，在此期间将进料气体提供至PSA反应容器的进料端。进料气体的实例可包括或者为获自低排放发电系统的再循环涡轮机废气。可将所述涡轮机废气在约440℃的温度下输送至所述PSA容器中。涡轮机废气组成的实例可为～11体积％CO2、～84体积％N2以及剩余量的水和其他痕量物质。当将所述进料气体提供至所述容器的进料端时，可从产物侧生产氮气产物。所述氮气产物可具有至少约90体积％的纯度、约440℃的温度和约20.7绝对巴(约2.07MPa(绝对))的压力。在进料步骤之后，可沿前进(流动)方向实施泄压步骤约～35秒。在泄压后，可从产物侧实施较低压蒸汽吹扫(约1-1.5绝对巴，～100-150kPa(绝对))约530秒以吹扫出吸附的二氧化碳。所述较低压蒸汽吹扫可产生包含水和二氧化碳且处于约1.85绝对巴(～185kPa(绝对))压力下的输出料流。在通过冷凝移除水之后，所述输出料流可具有至少约99摩尔％的CO2纯度。所述输出料流还可对应于存在于所述PSA反应器进料中的CO2的至少约72％。然后可从进料侧对所述容器再次加压以将所述PSA反应容器回复至～21绝对巴(～2.1MPa(绝对))的初始压力从而实施进料气体的分离。所述再次加压可使用产物气体进行～55秒。该PSA循环的实施可允许将涡轮机废气(例如再循环废气)中所含的二氧化碳与氮气分离，从而可以以至少70％的回收率和至少99体积％的纯度回收二氧化碳(在冷凝出水之后)。所述循环还可使用降低量的蒸汽，例如约0.77摩尔蒸汽/摩尔作为产物回收的二氧化碳。
实施例7—在一部分再循环废气上实施PSA以获得高纯度CO 2
下文的预见性实施例基于与图2所示设置类似的变压吸附反应器设置。在该实施例中，在多个PSA反应器中使用基于混合金属氧化物的吸附剂以分离CO2和N2。所述分离在约440℃的温度下进行。所述PSA反应器可对应于～4个水平对齐的容器。所述反应器可包含适用于使垂直于该反应器长轴的输入流水平对齐中的吸附剂设置，例如平行板吸附剂。所述反应容器可具有约35米的长轴和约4米的短轴。所述反应器可布置成包括一系列步骤的循环。所述循环中的第一步骤为在较高压力，例如～21绝对巴(～2.1MPa(绝对))下持续约200秒的进料步骤，在此期间将进料气体提供至PSA反应容器的进料端。进料气体的实例可包括或者为获自低排放发电系统的再循环涡轮机废气。可将所述涡轮机废气在约440℃的温度下输送至所述PSA容器中。涡轮机废气组成的实例可为～11体积％CO2、～84体积％N2以及剩余量的水和其他痕量物质。当将所述进料气体提供至所述容器的进料端时，可从产物侧生产氮气产物。所述氮气产物可具有至少约90体积％的纯度、约440℃的温度和约20.7绝对巴(约2.07MPa(绝对))的压力。在进料步骤之后，可沿前进(流动)方向实施泄压步骤约～35秒。在泄压后，可从产物侧实施较低压蒸汽吹扫(约1-1.5绝对巴，～100-150kPa(绝对))约530秒以吹扫出吸附的二氧化碳。所述较低压蒸汽吹扫可产生包含水和二氧化碳且处于约2.85绝对巴(～285kPa(绝对))压力下的输出料流。在通过冷凝移除水之后，所述输出料流可具有至少约97摩尔％的CO2纯度。所述输出料流还可对应于存在于所述PSA反应器进料中的CO2的至少约65％。然后可从进料侧对所述容器再次加压以将所述PSA反应容器回复至～21绝对巴(～2.1MPa(绝对))的初始压力从而实施进料气体的分离。所述再次加压可使用产物气体进行～35秒。该PSA循环的实施可允许将涡轮机废气(例如再循环废气)中所含的二氧化碳与氮气分离，从而可以以至少60％的回收率和至少97体积％的纯度回收二氧化碳(在冷凝出水之后)。所述循环还可使用降低量的蒸汽，例如 约0.65摩尔蒸汽/摩尔作为产物回收的二氧化碳。
实施例8—在一部分再循环废气上实施PSA
下文的预见性实施例基于与图2所示设置类似的变压吸附反应器设置。在该实施例中，在多个PSA反应器中使用基于混合金属氧化物的吸附剂以分离CO2和N2。所述分离在约440℃的温度下进行。所述PSA反应器可对应于～3个水平对齐的容器。所述反应器可包含适用于使垂直于该反应器长轴的输入流水平对齐中的吸附剂设置，例如平行板吸附剂和/或吸附剂床。所述反应容器可具有约30米的长轴和约4米的短轴。所述反应器可布置成包括一系列步骤的循环。所述循环中的第一步骤为在较高压力，例如～21绝对巴(～2.1MPa(绝对))下持续约110秒的进料步骤，在此期间将进料气体提供至PSA反应容器的进料端。进料气体的实例可包括或者为获自低排放发电系统的再循环涡轮机废气。可将所述涡轮机废气在约440℃的温度下输送至所述PSA容器中。涡轮机废气组成的实例可为～11体积％CO2、～84体积％N2以及剩余量的水和其他痕量物质。当将所述进料气体提供至所述容器的进料端时，可从产物侧生产氮气产物。所述氮气产物可具有至少约90体积％的纯度、约440℃的温度和约20.7绝对巴(约2.07MPa(绝对))的压力。在进料步骤之后，可沿反向(逆流)实施泄压步骤约～5秒，随后沿前进(流动)方向实施～25秒。在泄压步骤后，可从产物侧实施较低压蒸汽吹扫(约1-1.5绝对巴，～100-150kPa(绝对))约173秒以吹扫出吸附的二氧化碳。所述较低压蒸汽吹扫可产生包含水和二氧化碳且处于约1.35绝对巴(～135kPa(绝对))压力下的输出料流。在通过冷凝移除水之后，所述输出料流可具有至少约63摩尔％的CO2纯度。所述输出料流还可对应于存在于所述PSA反应器进料中的CO2的至少约69％。然后可从进料侧对所述容器再次加压以将所述PSA反应容器回复至～21绝对巴(～2.1MPa(绝对))的初始压力从而实施进料气体的分离。所述再次加压可使用产物气体进行～17秒。该PSA循环的实施可允许将涡轮机废气(例如再循环废气)中所含的二氧化碳与氮气分离，从而可以以至少65％的回收率和至少60体积％的纯度回收二氧化碳(在冷凝出水之后)。
实施例9—在一部分再循环废气上实施PSA
图3显示了对可进一步阐述本发明的示例性PSA设置而言，回收率(以摩尔比表示)和纯度(以百分比表示)如何与蒸汽使用率权衡。就所示的各种情况而言，进料组成和压力类似于上文实施例所述的那些。在图3中，对传质的典型吸附剂性能和吸附容量示意了～3容器或～4容器的PSA设置。从图3可以看出，随着蒸汽使用率的提高，然而仍小于～1.0摩尔/摩尔回收的CO2可获得更高纯度的CO2(>95体积％)。此外，使用～4个PSA容器可允许通过使用更高的相对吹扫压力(>约1.35-1.5绝对巴，通常为～2绝对巴至～3绝对巴)而使用降低压力变化，这可降低随后在用于EOR设施之前的CO2压缩的装置和能量需求。通过使用其中各容器彼此流体流通的设置可实现图3所示的～4个容器回收的进一步改善。
实施例10—使用一部分再循环废气的3容器PSA设置
图4显示了3容器设置，其是示意性的，而非限制本发明范围内的一种可能的吸附容器设置。在该设置中，一个容器供料，因此总是生产氮气产物。其他两个容器可实施所述循环的其他步骤，例如再生吸附剂，同时第一容器在较高压力下生产产物。在该特定的3容器设置中，容器之间不存在流体连通(即气流交换)，这降低了循环复杂度和设备如互连管道和阀。
实施例11—使用一部分再循环废气的4容器PSA设置
图5-6显示了4容器设置，其是示意性的，而非限制本发明范围内的另一种可能的吸附容器设置。在图5-6的设置中，至少一个容器总是在供料。其他容器中的两个或三个可实施所述循环的其他步骤，例如再生吸附剂，同时至少一个容器在较高压力下生产产物。在图5的特定4容器设置中，容器之间不存在流体连通(即气流交换)，这减少了循环复杂度和设备如互连管道和阀。然而，4容器设置允许实施循环，由此使得不供料的两个容器可交换气体，例如通过使用均压步骤而使较高压力下的第一容器可减压至较低压力下的第二容器，由此提高第二容器的压力并降低第一容器的压力，例如如图6所示。由于不将含目标气体(CO2)的料流释放至环境大气中，而是送至另一吸附容器中，该类循环可允许更高的(CO2)回收率。由于使用4容器设置(或者使用的超过4个容器的设置)而获得的较高回收率的优势可在某种程度上被增加容器、互连管道和阀以及所需的相关循环控制设备所 导致的提高的成本抵消。
尽管已就具体实施方案对本发明进行了描述，然而无需必然如此限制。特定条件下操作的合适变更/改变对本领域技术人员应是显而易见的。因此下文权利要求旨在解释为涵盖落入本发明真正主旨/范围内的所有该类变更/改变。

Claims (15)

1.一种发电方法，包括：
将再循环废气在主压缩机中压缩以产生压缩的再循环废气，其中所述压缩的再循环废气具有400-500℃的再循环温度和10绝对巴(1.0MPa绝对)至30绝对巴(3.0MPa绝对)的再循环压力，所述再循环废气包含至少70体积％的N2和至少10体积％的CO2；
将大气空气、富氧空气或其组合在入口压缩机中压缩以产生压缩的氧化剂；
将所述压缩的再循环废气的第一部分通入燃烧室中；
使所述压缩的氧化剂和燃料在燃烧室中在所述压缩的再循环废气的第一部分存在下基本上化学计量燃烧，从而产生排出料流，其中所述压缩的再循环废气的第一部分起稀释剂的作用，其设置用来调节所述排出料流的温度；
使所述排出料流在膨胀机中膨胀以至少部分驱动所述主压缩机并产生再循环废气；
将所述再循环废气的第二部分通入包含吸附剂材料的变压吸附反应器中；
在与所述再循环温度相差小于20℃的吸附温度以及与所述再循环压力相差小于1巴(0.1MPa)的吸附压力下使CO2吸附于所述吸附剂材料上；从所述反应器的前端回收具有至少95体积％纯度的N2流，其中所述回收的N2流具有与分离压力相差小于0.5巴(50kPa)的压力；通过从所述反应器的至少一端输出泄压料流而将所述变压吸附反应器中的压力降低至1.0绝对巴(0.1MPa绝对)至3.0绝对巴(0.3MPa绝对)的压力；和
在1.0绝对巴(0.1MPa绝对)至3.0绝对巴(0.3MPa绝对)的压力下用吹扫蒸汽吹扫所述变压吸附反应器以产生CO2回收料流，其中所述CO2回收料流包含存在于所述再循环废气的第二部分中的CO2的至少90％，所述吹扫蒸汽包含小于1.0摩尔H2O/摩尔所述再循环废气的第二部分中的CO2。
2.根据权利要求1的方法，其中所述压缩的氧化剂具有30-50体积％的氧气浓度，且还任选其中所述压缩的氧化剂的产生进一步包括将富氧空气与环境空气混合。
3.一种由反应器废气流生产N2和CO2的方法，包括：
将包含至少70体积％N2和至少10体积％CO2的反应器废气流通入包含吸附剂材料的变压吸附反应器中，其中所述反应器废气流具有10绝对巴(1.0MPa绝对)至30绝对巴(3.0MPa绝对)的压力；在至少400℃的吸附温度下使CO2吸附于所述吸附剂材料上；
从所述反应器的前端回收具有至少95体积％纯度的N2流，其中回收的N2流具有与反应器废气流压力相差0.5巴(50kPa)或更小的压力；
通过从所述反应器的至少一端输出泄压料流而将所述变压吸附反应器中的压力降低至1.0绝对巴(0.1MPa绝对)至3.0绝对巴(0.3MPa绝对)的压力；和
在1.0绝对巴(0.1MPa绝对)至3.0绝对巴(0.3MPa绝对)的压力下用吹扫蒸汽吹扫所述变压吸附反应器以产生CO2回收料流，其中所述CO2回收料流包含存在于所述反应器废气流中的CO2的至少90％，所述吹扫蒸汽包含小于1.0摩尔H2O/摩尔反应器废气流中的CO2。
4.根据权利要求1-3中任一项的方法，进一步包括使第二吹扫料流通过所述变压吸附反应器以产生第二CO2回收料流，其中所述第二吹扫料流具有不同于所述吹扫蒸汽的组成。
5.根据权利要求1或2的方法，其中所述变压吸附反应器经受变压吸附循环，其中所述再循环废气的第二部分、所述吹扫蒸汽和存在的话的第二吹扫料流包含在变压吸附循环期间引入所述变压吸附反应器中的气体的至少95体积％。
6.根据权利要求1-3中任一项的方法，进一步包括将所述CO2回收料流分离成CO2产物流和水，其中所述CO2产物流包含至少90体积％的CO2。
7.一种由反应器废气流生产N2和CO2的方法，包括：
压缩再循环废气以产生压缩的再循环废气，其中所述压缩的再循环废气具有400-500℃的再循环温度和10绝对巴(1.0MPa绝对)至30绝对巴(3.0MPa绝对)的再循环压力，所述再循环废气包含至少70体积％的N2和至少10体积％的CO2；
在循环变压吸附方法中将至少一部分压缩的再循环废气中的CO2与N2分离，工艺循环包括：
将所述至少一部分压缩的再循环废气通入包含吸附剂材料的变压吸附反应器中，其中所述至少一部分压缩的再循环废气具有10绝对巴(1.0MPa绝对)至30绝对巴(3.0MPa绝对)的压力；
在与所述再循环温度相差小于20℃的吸附温度以及与所述再循环压力相差小于1巴(0.1MPa)的吸附压力下使CO2吸附于所述吸附剂材料上；
从所述反应器的前端回收具有至少95体积％纯度的N2流，其中回收的N2流具有与所述至少一部分压缩的再循环废气压力相差0.5巴(50kPa)或更小的压力，所述回收的N2流具有与所述再循环温度相差20℃或更小的温度；
通过从所述反应器的至少一端输出泄压料流而将所述变压吸附反应器中的压力降低至1.0绝对巴(0.1MPa绝对)至3.0绝对巴(0.3MPa绝对)的压力；和在1.0绝对巴(0.1MPa绝对)至3.0绝对巴(0.3MPa绝对)的压力下用吹扫蒸汽吹扫所述变压吸附反应器以产生CO2回收料流，其中所述CO2回收料流包含存在于所述至少一部分压缩的再循环废气中的CO2的至少90％，所述吹扫蒸汽包含小于1.0摩尔H2O/摩尔所述至少一部分压缩的再循环废气中的CO2；和
将所述CO2回收料流分离成CO2产物流和水，其中所述CO2产物流包含至少90体积％的CO2，其中所述至少一部分压缩的再循环废气和吹扫蒸汽包含在工艺循环期间引入所述变压吸附反应器中的气体的至少95体积％。
8.一种由反应器废气流生产N2和CO2的方法，包括：
压缩再循环废气以产生压缩的再循环废气，其中所述压缩的再循环废气具有400-500℃的再循环温度和10绝对巴(1.0MPa绝对)至30绝对巴(3.0MPa绝对)的再循环压力，所述再循环废气包含至少70体积％的N2和至少10体积％的CO2；
在循环变压吸附方法中将至少一部分压缩的再循环废气中的CO2和N2分离，工艺循环包括：
将所述至少一部分压缩的再循环废气通入包含吸附剂材料的变压吸附反应器中，其中所述至少一部分压缩的再循环废气具有10绝对巴(1.0MPa绝对)至30绝对巴(3.0MPa绝对)的压力；
在与所述再循环温度相差小于20℃的吸附温度以及与所述再循环压力相差小于1巴(0.1MPa)的吸附压力下使CO2吸附于所述吸附剂材料上；
从所述反应器的前端回收具有至少95体积％纯度的N2流，其中回收的N2流具有与所述至少一部分压缩的再循环废气压力相差0.5巴(50kPa)或更小的压力，所述回收的N2气流具有与所述再循环温度相差20℃或更小的温度；
通过从所述反应器的至少一端输出泄压料流而将所述变压吸附反应器中的压力降低至1.0绝对巴(0.1MPa绝对)至5.0绝对巴(0.5MPa绝对)的压力；和在1.0绝对巴(0.1MPa绝对)至5.0绝对巴(0.5MPa绝对)的压力下用吹扫蒸汽吹扫所述变压吸附反应器以产生CO2回收料流，其中所述CO2回收料流包含存在于所述至少一部分压缩的再循环废气中的CO2的至少60％，所述吹扫蒸汽包含小于1.0摩尔H2O/摩尔所述至少一部分压缩的再循环废气中的CO2；和
将CO2回收料流分离成CO2产物流和水，其中CO2产物流包含60-99.5体积％的CO2，
其中所述至少一部分压缩的再循环废气和吹扫蒸汽包含在工艺循环期间引入所述变压吸附反应器中的气体的至少90体积％。
9.根据权利要求7或8的方法，其中所述CO2产物流进一步包含N2，且其中所述回收的N2流的温度至少为吸附温度。
10.根据权利要求1-2、7-8中任一项的方法，其中所述再循环废气具有5-20体积％的CO2浓度和/或1体积％或更小的O2浓度。
11.根据权利要求1-3、7-8中任一项的方法，其中所述吸附剂包含一种或多种如下物质：(a)碱金属碳酸盐和碱土金属和/或过渡金属的氧化物；(b)碱土金属碳酸盐和过渡金属的氧化物；和(c)水滑石。
12.根据权利要求11的方法，其中碱金属碳酸盐和碱土金属和/或过渡金属的氧化物包含碳酸锂或碳酸钾中的至少一种和氧化镧、氧化钇和氧化镁中的至少一种。
13.根据权利要求11的方法，其中碱土金属碳酸盐和过渡金属的氧化物包含碳酸镁或碳酸钙中的至少一种和氧化镧、氧化钇中的至少一种。
14.根据权利要求1-3、7-8、12-13中任一项的方法，进一步包括用所述反应器废气流或所述压缩的再循环废气将所述变压吸附反应器再次加压至至少10绝对巴(1.0MPa绝对)的压力。
15.根据权利要求1-3、7-8、12-13中任一项的方法，其中降低所述变压吸附反应器中的压力包括：(i)从所述反应器的前端输出第一泄压料流和/或(ii)在输出第一泄压料流之后从所述反应器的前端输出第二泄压料流以及从所述反应器后端输出第三泄压料流。
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