ES2387120T3 - Procedimiento de operación de una planta de energía electrica - Google Patents

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Abstract

Procedimiento de funcionamiento de una planta de energía eléctrica, que comprende:- pasar un combustible a una cámara de reacción (210; 410; 610; 1010);- pasar un oxidante a dicha cámara de reacción (210; 410; 610; 1010);- oxidar dicho combustible en dicha cámara de 5 reacción (210; 410; 610; 1010) a una presión sustancialmenteprimero dentro de un intervalo de aproximadamente 4,8 MPa (700 psia) a aproximadamente 13,8 MPa (2000psia), creando así productos de oxidación;- pasar un refrigerante a dicha cámara de reacción (210; 410; 610; 1010) en una relación de intercambio decalor con el combustible y el oxidante,caracterizado por- pasar dicha productos de la oxidación de dicha cámara de reacción (210; 410; 610; 1010) a unintercambiador de calor (208; 214; 222; 224; 236; 246; 416; 422; 424; 816; 1016; 1022; 1024) ;- condensar agua de dichos productos de oxidación dentro de dicho intercambiador de calor a una segundapresión sustancialmente dentro de un intervalo de aproximadamente 4,8 MPa (700 psia) a aproximadamente15 13,8 MPa (2000 psia);- pasar dicho refrigerante desde una primera bomba (218; 428; 628; 1028) a dicho intercambiador de calor auna presión sustancialmente primero dentro de un intervalo de aproximadamente 2,1 MPa (300 psia) aaproximadamente 4,1 MPa (600 psia) ;- pasar dicho refrigerante de dicho intercambiador de calor a una segunda bomba (226; 430; 630; 1030), y- pasar dicho refrigerante desde dicha segunda bomba a dicha cámara de reacción (210; 410; 610; 1010) auna segunda presión sustancialmente dentro de un intervalo de aproximadamente 13,8 MPa (2000 psia) aaproximadamente 34,0 MPa (5000 psia)

Description

Procedimiento de operación de una planta de energía eléctrica
Antecedentes de la invención
La presente invención se refiere a un procedimiento de operación de una planta o sistema de energía eléctrica, y más particularmente, a una planta energía eléctrica de combustibles fósiles de bajo nivel de emisiones, con una eficiencia termodinámica y un control de la contaminación mejorados.
Tal procedimiento es conocido por el documento FR 978 467 A que se utiliza para la propulsión de barcos. A partir del documento US 4 074 981 A se conoce un procedimiento para producir simultáneamente una corriente de gas de síntesis limpio refrigerado y una corriente de vapor separada.
En las plantas de energía eléctrica, tales como plantas de energía eléctrica de combustibles fósiles, un combustible fósil se enciende y se quema, oxida o combustiona dentro de una cámara de reacción o combustión bajo condiciones controladas para generar calor. El calor se transfiere a un fluido circulante, tal como agua, que fluye a través de tubos de refrigeración que se encuentran en o adyacentes a la cámara de reacción, para generar vapor. El vapor pasa entonces a través de una turbina de vapor para generar electricidad. Las plantas de energía eléctricas de gasificación integrada en ciclo combinado (IGCC) que usan combustibles sólidos dividen el proceso de combustión de combustibles fósiles en múltiples etapas, donde la primera etapa es típicamente una etapa de oxidación parcial o de gasificación. Las etapas subsiguientes queman el gas producido en turbinas de gas y calderas de vapor. La eficiencia termodinámica y el control de la contaminación han sido y siguen teniendo consideraciones importantes en el diseño de plantas de energía eléctrica de combustibles fósiles. La preocupación por la conservación, el aumento de los precios del combustible y los estándares de control de contaminación cada vez más estrictos son sólo algunos de los factores que necesitan mejores y más limpias y más eficientes formas de conversión de combustibles fósiles en electricidad. Las plantas o sistemas de energía eléctrica han alcanzado niveles relativamente altos de eficiencia y control de la contaminación, pero no están exentas de problemas. Por ejemplo, como los estándares de efluentes de partículas se han vuelto cada vez más difíciles de cumplir, las plantas de energía eléctricas típicamente han requerido una serie de procesos y piezas de equipo diferentes para eliminar las partículas. Esto aumenta el coste y la complejidad del sistema, y estos procesos y piezas de equipo típicamente requieren una entrada de energía eléctrica considerable, dando lugar a considerables pérdidas de potencia parasitarias e ineficiencias. Además, aunque las plantas de energía eléctrica han usado ocasionalmente economizadores y equipos similares para recuperar una porción del calor sensible a partir de los gases en los productos de combustión, las plantas de energía eléctrica no han intentado recuperar el calor latente de vaporización de dichos gases, ya que, bajo condiciones de funcionamiento de dichas plantas, las temperaturas de condensación de dichos gases son demasiado bajas para ser recuperadas eficientemente. Particularmente en un sistema en el que se produce una cantidad relativamente grande de agua gaseosa durante la combustión, el fracaso para recuperar cualquier porción significativa de dicho calor latente de vaporización puede llevar a ineficiencias termodinámicas significativas.
Sumario de la invención
Por consiguiente, es un objetivo de la presente invención proporcionar una planta o sistema de energía eléctrica integrado que recupera el calor latente de vaporización a partir del agua producida, depurar los gases ácidos, elimina los contaminantes químicos tales como el mercurio y las partículas, y condensa y recupera el dióxido de carbono líquido como una parte integral de un proceso de global.
Es un objetivo adicional de la presente invención proporcionar una planta o un sistema de energía eléctrica que ofrece una eficiencia termodinámica mejorada.
Es un objetivo adicional de la presente invención proporcionar un sistema del tipo anterior que proporciona un control de la contaminación mejorado.
Es un objetivo adicional de la presente invención proporcionar un sistema del tipo anterior que ofrece una mayor flexibilidad.
Es un objetivo adicional de la presente invención proporcionar un sistema del tipo anterior que permite recuperar al menos una porción del calor latente de vaporización del agua producida durante la oxidación o combustión.
Es un objetivo adicional de la presente invención proporcionar un sistema del tipo anterior que opera a una presión elevada por lo que es termodinámicamente práctico para recuperar al menos una porción del calor latente de vaporización del agua producida durante la oxidación o combustión.
Es un objetivo adicional de la presente invención proporcionar un sistema del tipo anterior que se aprovecha de las propiedades útiles del dióxido de carbono.
Es un objetivo adicional de la presente invención proporcionar un sistema del tipo anterior que utiliza agua reciclada, recuperada producida durante la oxidación o combustión para proporcionar costes reducidos del equipo y desgaste reducido del equipo.
Es un objetivo adicional de la presente invención proporcionar un sistema del tipo anterior que utiliza una presión de dos etapas de subida del refrigerante para reducir los costes deL equipo intercambiador de calor y reducir el desgaste del intercambiador de calor.
Es un objetivo adicional de la presente invención proporcionar un sistema del tipo anterior que proporciona una recuperación eficiente de dióxido de carbono para su uso o venta posteriores.
Es un objetivo adicional de la presente invención proporcionar un sistema del tipo anterior que proporciona la eliminación mejorada de la materia en partículas a partir de productos de oxidación o combustión.
Es un objetivo adicional de la presente invención proporcionar un sistema del tipo anterior que proporciona la oxidación parcial eficiente o la gasificación de combustibles fósiles sólidos y líquidos.
Para el cumplimiento de estos y otros objetivos y ventajas, se describe un procedimiento de operación de una planta
o sistema de energía eléctrica de presión elevada de acuerdo con la reivindicación independiente 1, que proporciona una oxidación o combustión de manera limpia y eficiente de un combustible, tal como un combustible fósil.
Breve descripción de los dibujos
La breve descripción anterior, así como otros objetos, características y ventajas de la presente invención se apreciarán más completamente por referencia a la siguiente descripción detallada de las realizaciones actualmente preferidas pero sin embargo ilustrativas, de acuerdo con la presente invención cuando se toma en conjunción con los dibujos adjuntos, en los que:
La figura 1 es una representación esquemática de un sistema de potencia que incorpora la presente invención para combustibles fósiles que contienen mínima o ninguna ceniza o materiales que forman ceniza; La figura 2 es una tabla que muestra un conjunto preferido, hipotético de condiciones de funcionamiento para el sistema representado en la figura 1; La figura 3 es una tabla que muestra un flujo de masas preferido, hipotético del sistema representado en la figura 1; Las figuras 4A y 4B son tablas que muestran un flujo de energía eléctrica preferido, hipotético del sistema representado en la figura 1; La figura 5 es una representación esquemática de una realización alternativa de un sistema de energía eléctrica que incorpora la presente invención para los combustibles que contienen cenizas o materiales que forman ceniza; La figura 6 es una tabla que muestra un conjunto preferido, hipotético de condiciones de funcionamiento para el sistema representado en la figura 5; La figura 7 es una tabla que muestra un flujo de masas preferido, hipotético del sistema representado en la figura 5; La figura 8 es una tabla que muestra un flujo de energía eléctrica preferido, hipotético del sistema representado en la figura 5; La figura 9 es una representación esquemática de una realización alternativa de un sistema de energía eléctrica que incorpora la presente invención, y La figura 10 es una representación esquemática de una porción de una realización alternativa de un sistema de energía eléctrica que incorpora la presente invención, que prevé la utilización de dióxido de carbono líquido para generar energía eléctrica para una planta de separación de aire La figura 11 es una representación esquemática de una porción de una realización alternativa de un sistema de energía eléctrica que incorpora la presente invención, proporcionando para la gasificación de combustibles sólidos o líquidos para producir un gas de síntesis limpio que puede utilizarse para generar energía eléctrica en una planta de ciclo Rankine estándar o de ciclo combinado.
Descripción detallada de la realización preferida
Haciendo referencia a la figura 1, el número de referencia 100 se refiere en general a un sistema de energía eléctrica integrado de la presente invención, que integra la combustión de combustibles fósiles y la producción eficiente de la electricidad con la recuperación de dióxido de carbono líquido y la eliminación de gases ácidos y emisiones de partículas. Haciendo referencia a las figuras 1 y 2, el oxígeno líquido del tanque 202 se bombea a la presión del sistema mediante la bomba 204. Para el sistema representado en la figura 1, la presión del sistema está dentro de un rango de desde aproximadamente 4,8 x 106Pa (700 psia) hasta aproximadamente 13,8 x 106 Pa (2000 psia) y está preferiblemente sustancialmente dentro de un intervalo de aproximadamente 5,8 x 106 Pa (850 psia) a aproximadamente 8,8 x 106Pa (1276 psia). Este intervalo de presión permite utilizar diseños de equipos estándar y abarca la presión crítica del dióxido de carbono (1.071 psi o 7,382 Mpascal). En las etapas posteriores del sistema, cuando el agua y dióxido de carbono son condensados secuencialmente, este rango elevado de presión del sistema permite la condensación del dióxido de carbono a la temperatura más alta posible y la condensación del agua a una temperatura útil mientras que se optimiza la presión del sistema y se minimiza el coste global de capital. Una temperatura útil para la condensación de agua producida es una temperatura suficientemente alta para que los intercambiadores de calor estándar fácilmente puedan transferir el calor de vaporización del agua producida al refrigerante.
La corriente 101 de oxígeno líquido de presión del sistema pasa a través del intercambiador de calor 206 donde se vaporiza el oxígeno y se eleva cerca de temperaturas ambiente. La capacidad de refrigeración de la vaporización del oxígeno se recupera y se recircula a la planta de oxígeno. El oxígeno gaseoso en la corriente 102 se calienta adicionalmente en el intercambiador de calor 208 y luego se mezcla con dióxido de carbono gaseoso de la corriente
106. Esta mezcla de oxígeno y dióxido de carbono en la corriente 107 se utiliza como el oxidante en la reacción de la cámara de alta presión o combustión 210. Mezclando el dióxido de carbono con el oxígeno aguas arriba de la cámara de reacción ofrece una serie de ventajas. Por ejemplo, ayuda a controlar las temperaturas de combustión mediante la reducción de las concentraciones máximas de oxígeno en la cámara de reacción. Aunque el oxidante se ha descrito anteriormente como una mezcla de oxígeno y dióxido de carbono, se entiende que se puede utilizar una amplia variedad de agentes oxidantes: por ejemplo, el oxidante puede consistir en aire o, preferiblemente, aire enriquecido en oxígeno, mezclas de oxígeno en nitrógeno , dióxido de carbono u otros gases inertes o más preferiblemente oxígeno a partir de una instalación de separación de aire que contenga más del 85 por ciento de oxígeno por volumen de composición.
El combustible, tal como gas natural a partir de una tubería de transmisión 108 se comprime a la presión del sistema en el compresor de gas natural 212 y se envía a través de la corriente 109 al intercambiador de calor 214 donde es precalentado. El gas precalentado se combina con el oxidante en la cámara de reacción de alta presión para generar calor. El calor en la cámara de reacción se transfiere a un refrigerante, tal como agua, en la corriente 144 que se vaporiza en vapor por la corriente 145.
El refrigerante, tal como agua de alimentación de la caldera y el vapor, circula a través de las corrientes 139 a través de 148. El agua se almacena en o cerca de la temperatura ambiente y esencialmente presión atmosférica en el tanque de agua de alimentación de la caldera 216. La temperatura ambiente en este caso es la temperatura más baja a la que la planta de energía eléctrica puede rechazar rutinariamente el calor al medio ambiente. El agua que pasa desde el tanque de agua de la caldera 216 a la bomba 218 a temperatura y presión ambiente a través de la corriente 139. Esta condición de la corriente se establece a temperatura ambiente con el fin de proporcionar la mayor fuerza de conducción a través de la turbina de vapor y generar así la mayoría de la energía eléctrica de este proceso. La bomba 218 presuriza el agua a una presión intermedia que está sustancialmente dentro de un intervalo de aproximadamente 2,1 x 106 Pa (300 psia) a aproximadamente 4,1 x 106 Pa (600 psia) y que es preferiblemente de aproximadamente 4,1 x 106 Pa (600 psia). El uso de la presión intermedia, como parte de un aumento de presión de dos etapas para el refrigerante proporciona una serie de ventajas. Por ejemplo, el uso de la presión intermedia permite a la corriente 113 de 8,8 x 106 Pa (1276 psia) entrar en el intercambiador de calor 224 en el lado del tubo y la corriente 142 de 2,1 x 106 a 4,1 x 106 Pa (300 a 600 psia) entrar en el intercambiador de calor 224 en el lado de la carcasa. La presión del lado de la carcasa del intercambiador de calor 224 en una presión intermedia de aproximadamente 2,1 x 106 - 4,1 x 106 Pa (300 - 600 psia) es mucho menor que la presión típica alta presión de vapor de 24,1 x 106 Pa (3500 psia). Esto simplifica el diseño de intercambiador de calor 224 y suma a la durabilidad del sistema. La presión se selecciona preferiblemente de modo que sea mayor que la presión de agua saturada a la temperatura de salida del intercambiador de calor 224.
La bomba 218 pasa el agua a temperatura ambiente y la presión intermedia al economizador 220 a través de la corriente 140. Desde el economizador, el agua previamente calentada pasa a través de la corriente 141 al intercambiador de calor 222 y a través de la corriente 142 al intercambiador de calor 224. El agua de alimentación de la caldera precalentada a una presión intermedia pasa desde el intercambiador de calor 224 a la bomba 226 en un estado líquido a través de la corriente 143. La bomba 226 eleva la presión del agua de alimentación de la caldera precalentada a una presión que está sustancialmente dentro de un intervalo de aproximadamente 13,8 x 106 Pa (2000 psia) a aproximadamente 34,5 x 106 Pa (5000 psia) y que es preferiblemente de aproximadamente 24,1 x 106 Pa (3500 psia). El agua de alimentación de la caldera pasa a través de la corriente 144 a través de la cámara de reacción en una relación de intercambio de calor con el combustible de combustión de modo que el combustible de combustión cede su calor de combustión al agua y al vapor en los tubos de caldera. En la realización preferida, la superficie de transferencia de calor suficiente está disponible para que los productos de combustión salen de la cámara de reacción a través de la corriente 111 a aproximadamente 900°K o 626,7°C (1.160°F). El agua de alimentación de la caldera se convierte en vapor y pasa a través de la corriente 145 a una turbina de vapor 228 para la generación de electricidad antes de pasar a través de la corriente 146 al economizador 220 y a través de la corriente 147 al condensador 230. El agua condensada pasa a través de la corriente 148 al tanque de agua de la caldera 216 para su posterior transmisión a través de las corrientes 139-148.
Los productos de la combustión u oxidación salen de la cámara de reacción 210 a través de la corriente 111 y pasan a través de un reactor catalítico 232. Los productos de combustión contienen dióxido de carbono, monóxido de carbono, exceso de oxígeno, óxidos de azufre, óxidos de nitrógeno, gases diluyentes tales como nitrógeno y gases inertes, agua producida en forma de vapor, y partículas de ceniza cuando están presentes los materiales que forman cenizas. Los catalizadores en el reactor 232 se pueden seleccionar para lograr resultados deseados específicos. Los catalizadores de oxidación pueden ser utilizados para oxidar completamente el monóxido de carbono, óxidos de azufre y óxidos de nitrógeno en dióxido de carbono, trióxido de azufre y dióxido de nitrógeno, respectivamente. La reducción catalítica selectiva, o los catalizadores SCR, se puede utilizar con la adición de amoníaco para reducir los óxidos de nitrógeno a nitrógeno. Diferentes lechos de catalizadores pueden ser utilizadas en combinación para lograr el efecto deseado. Reactivos, tales como amoníaco, se pasan al reactor catalítico 232 a través de la corriente
112. Los gases tratados en la corriente 113 se mezclan con el agua producida de reciclaje a partir de la corriente 123 para formar la corriente 114 aguas arriba del intercambiador de calor 224. La tasa de recirculación del agua corriente producida 123 se selecciona de modo que una porción, pero no toda el agua se evaporará y reducirá la temperatura de la corriente 114, la combinación de agua reciclada producida y de los productos de combustión, a la temperatura de saturación del agua en el sistema de presión.
La mezcla de agua reciclada producida y gases de escape pasa a través de la corriente 114 a través del lado de los tubos de intercambiador de calor 224. El intercambiador de calor 224 transfiere el calor desde los productos de combustión que pasan por el lado de los tubos del intercambiador de calor 224 a través de las corrientes 114 y 115 al refrigerante que pasa por el lado de la carcasa del intercambiador de calor a través de las corrientes 142 y 143. Dado que la corriente 114 está a la presión del sistema, la temperatura de saturación del agua a esta presión es lo suficientemente alta para permitir la transferencia de calor útil y la recuperación del calor latente de vaporización del agua producida. La presión del sistema se selecciona de modo que el agua se condensa a partir de los productos de combustión a una temperatura que está preferiblemente por encima de aproximadamente 232,2°C (450°F) y que está más preferiblemente por encima de 260°C (500°F).
En las plantas de energía eléctricas convencionales operadas en o cerca de la presión atmosférica, el calor de la energía eléctrica de vaporización del agua producida en el proceso de combustión no puede ser recuperado económicamente porque la temperatura de saturación del agua o temperatura de saturación de equilibrio vapor – líquido del vapor de agua es aproximadamente 93,3°C - 104, 4°C (200°F - 220°F), que es demasiado baja. Por ejemplo, el agua de alimentación de la caldera tendría típicamente una temperatura de aproximadamente 26,7°C (80°F) y la cantidad de energía eléctrica que el agua de alimentación de la caldera podría absorber está limitada a la variación de entalpia entre 26,7°C (80°F) y aproximadamente 100°C (212°F) en caso de que el intercambio de calor perfecto fuera posible. En la práctica, el intercambio de calor perfecto no es económicamente posible y se necesita una fuerza significativa de conducción térmica que para lograr la transferencia de calor útil. Esto significa que la cantidad de energía eléctrica de calor latente del agua a gas de escape que podría ser prácticamente absorbida por el agua de alimentación de la caldera es significativamente menor que el cambio de entalpía entre 26,7°C (80°F) y aproximadamente 100°C (212°F). A la típica presión de sistema de los sistemas convencionales, el agua se condensa a una temperatura baja y hay simplemente una fuerza de conducción térmica insuficiente y un aumento insuficiente de la temperatura en el líquido refrigerante para la recuperación económica del calor de vaporización del agua producida.
El sistema de energía eléctrica objeto ofrece otras ventajas en el intercambiador de calor 224. Por ejemplo, el uso del agua de reciclaje producida a través de la corriente 123 reduce la temperatura máxima experimentada por el intercambiador de calor 224 permitiendo al mismo tiempo que todo o sustancialmente todo el calor útil sea transferido a la temperatura de saturación de agua. El coeficiente de transferencia de calor del agua de condensación es típicamente mayor que la del gas que fluye. Esto reduce los costes de equipo y el desgaste del equipo. Además, como el agua gaseosa se condensa en el intercambiador de calor 224, los gases ácidos y las partículas nuclearán la formación de gotitas de condensado para proporcionar una acción de lavado. Este aspecto es particularmente útil en sistemas similares que utilizan combustibles tales como petróleo o carbón, porque hay niveles típicamente mayores de gases ácidos y partículas con estos combustibles.
En un modo preferido de operación, intercambiador de calor 224 es diseñado y operado de modo que el agua condensada en la corriente 115 es un líquido sub-enfriado y de modo que el dióxido de carbono en la corriente 115 está por encima de la temperatura crítica de dióxido de carbono. La gran mayoría de agua en la corriente 115 se elimina por tambor o recipiente de eliminación 234 como condensado a través de la corriente 117. La concentración de dióxido de carbono en el agua condensada, producido en la corriente 117 es de aproximadamente 2 por ciento en moles. El dióxido de carbono gaseoso deja el tambor de eliminación 234 a través de la corriente 116. La corriente 116 pasa al intercambiador de calor 214 para precalentar el gas natural de la corriente 109. El dióxido de carbono gaseoso sale del intercambiador de calor 214 a través de la corriente 119 y pasa al intercambiador de calor 236 para vaporizar el dióxido de carbono diluyente de la corriente 105.
El agua reciclada, producida y el agua producida a partir de tambor de eliminación 234 son bombeadas por la bomba 238 en la corriente 120, y la corriente 120 se divide en las corrientes 118 y 123. El agua en la corriente 118 pasa a través de intercambiadores de calor 222 y 240 y, a continuación pasa a través de una válvula de alivio de presión
242. El agua reciclada producida en la corriente 123 continúa en un circuito de reciclado para ser combinada con los productos de combustión en la corriente 113, aguas arriba del intercambiador de calor 224. La corriente 122 puede ser utilizada para proporcionar el ajuste del pH y otros productos químicos según sea necesario. Tales productos químicos aditivos pueden usarse para tratar ácidos condensados. Al alcanzar el punto de rocío ácido, el trióxido de azufre, SO3, reacciona con el agua para formar ácido sulfúrico que se condensa en la fase líquida. El NO2 se puede hacer reaccionar con un agente reductor adecuado tal como ácido fórmico o hidroxilamina para formar gas de nitrógeno de acuerdo con las reacciones hidrotermales:
4NH2OH + NO2 > 2 ½ N2+ 6H2O o,
4HCOOH + 2NO2 > N2+ 4H2O + 4CO2
Otra reacción potencial es el uso de ácido oxálico y hidroxilamina para convertir los óxidos de nitrógeno en nitrato amónico sin la posterior producción de monóxido de nitrógeno: HOOCCOOH + 2NH2OH + 2NO2 > 2NH4NO3+ 2CO2
La separación de óxidos de azufre y nitrógeno de la corriente de gas a granel se produce como una parte intrínseca simultánea de la operación del sistema objeto. La recuperación del calor de vaporización del agua producida y la condensación del dióxido de carbono crean dos operaciones separadas de cambio de fase que proporcionan una amplia oportunidad y fuerza impulsora para la conversión y la separación de óxidos de nitrógeno y azufre.
Es bien sabido que las partículas gaseosas 0,1 a 2,5 micrómetros de tamaño rápidamente nuclearán la condensación de gases saturados. Pequeñas partículas en suspensión reducen el grado de sobresaturación necesaria para la nucleación del condensado a niveles despreciables. El sistema objeto tiene dos operaciones de cambio de fase que implican la condensación de los gases saturados, agua y CO2. Por lo tanto, se prevé que todas las partículas más pequeñas, incluyendo las partículas submicronésimas, serán limpiadas y se recuperarán en la fase condensada.
El intercambiador de calor 236 continúa el proceso de enfriamiento del dióxido de carbono en la corriente 119. La corriente 127 pasa de intercambiador de calor 236 a tambor de eliminación 244 donde cualquier agua disuelta se separa y se sopla hacia abajo como un condensado a través de la corriente 128. El dióxido de carbono gaseoso en la corriente 129 pasa al intercambiador de calor 246 donde es sustancialmente condensado y licuado. El dióxido de carbono de condensación proporciona todavía otro efecto beneficioso de lavado para eliminar aún más material en partículas. El líquido refrigerante o agua de refrigeración en las corrientes 153 y 154 que se utiliza en el intercambiador de calor 246 también puede ser utilizado de nuevo en el condensador 230.
La temperatura crítica del dióxido de carbono es (88°F) 31°C. Por debajo de esta temperatura, el dióxido de carbono puede condensarse en un líquido. Las plantas de energía eléctricas y la mayoría de plantas químicas rechazan el calor a un disipador de calor en el ambiente natural. A menudo, estos disipadores de calor son lagos, ríos u océanos. Por ejemplo, una planta puede extraer agua de un lago, un río o el océano para proporcionar un fluido de refrigeración para los intercambiadores de calor, tales como 230 y 246. Dicha agua puede ser retirada y devuelta a tasas elevadas de modo que cualquier aumento de la temperatura en el agua es pequeño. Un disipador de calor en el entorno natural también puede obtenerse a través de la evaporación de agua con el aire. En la realización más preferida, dispositivos y sistemas que utilizan o que comprenden la presente invención rechazarán el calor a un disipador de calor, tales como el fluido de enfriamiento que fluye a través de las líneas 153 y 154 de la figura 1, a una temperatura por debajo del punto crítico de dióxido de carbono. Dicho disipador de calor con una temperatura por debajo de la temperatura crítica del dióxido de carbono permite la condensación directa de dióxido de carbono supercrítico a presión o gaseoso para formar dióxido de carbono líquido.
El dióxido de carbono licuado en la corriente 130 puede entonces ser pasado a un enfriador superpuesto 248 donde una porción de la corriente puede ser superpuesta para proporcionar refrigeración para el resto de la corriente. Los gases no condensables, tales como el nitrógeno y el exceso de oxígeno, también se purgan a partir del enfriador superpuesto 248 y se ventilan a través de las corrientes 131 y 135. El dióxido de carbono producido y reciclado líquido pasa a través de la corriente 132 a través de intercambiadores de calor 208 y pasa a través de las corrientes 137 y 138 al transporte 250 e instalaciones de almacenamiento 252, respectivamente. Se entiende que no es necesario para condensar todo el dióxido de carbono en la corriente 129. En su lugar, una porción del gas dióxido de carbono puede ser reciclada para mezclarse con el oxígeno aguas arriba de la cámara de reacción 210. Esto reduce el intercambiador de calor y los servicios de rechazo de calor.
Haciendo referencia a la figura 5, el número de referencia 300 se refiere a una forma de realización alternativa del sistema integrado de la presente invención. En esta realización, el combustible fósil es un combustible sólido que contiene ceniza o materiales formadores de ceniza tales como carbón bituminoso. Con una ligera modificación del equipo de entrada de combustible, la misma realización se puede utilizar para los combustibles líquidos que contienen cenizas o materiales formadores de ceniza tales como aceite pesado y aceite crudo. Más aún, el gas agrio puede ser utilizado como materia prima. El sistema puede quemar CO, CS2, y H2S para energía eléctrica y recuperarlo como ácido sulfúrico o una sal de sulfato. Además, un proceso Claus podría integrarse en el catalizador aguas abajo, reintroduciendo H2S y convertir catalíticamente SOx y H2S en H2O y azufre fundido/gaseoso.
La ceniza sólida o material formador de ceniza que contiene el combustible como el carbón se envía a un molino de bolas, o dispositivo similar, 402 que pulveriza el combustible sólido. Desde el molino de bolas, el combustible sólido pasa a una tolva de la bomba 404 y pasa a través de la corriente 301, a o cerca de la presión del sistema, a un mezclador 406. Para el sistema representado en la figura 5, la presión del sistema está dentro de un intervalo de aproximadamente 4,8 x 106 Pa (700 psia) a aproximadamente 13,8 x 106 Pa (2000 psia) y está preferiblemente sustancialmente dentro de un intervalo de aproximadamente 6,0 x 106 Pa (870 psia) a aproximadamente 8,8 x 106 Pa (1276 psi). Este intervalo de presión permite utilizar diseños estándar de equipos y abarca la presión crítica del dióxido de carbono (1.071 psi o 7,382 Mpascal). En las etapas posteriores del sistema presente, cuando el agua y dióxido de carbono se condensa secuencialmente, esta gama de presión del sistema permite la condensación del dióxido de carbono a la temperatura más alta posible. La condensación de agua se logra a una temperatura útil mientras que optimiza la presión del sistema y minimizando el coste de capital global. Aunque el sistema actual se discute utilizando el carbón como combustible, se entiende que otros combustibles, tales como aceite combustible, se pueden utilizar con el sistema. Por supuesto, si la planta está diseñada para funcionar con aceite combustible solamente, el molino de bolas 402 y la tolva de la bomba 404 pueden ser omitidos y una bomba de combustible de alta presión de aceite insertada en su lugar.
Tal como se discute en detalle más adelante, el dióxido de carbono líquido se añade al mezclador a través de la corriente 304. Agua, tensioactivos, modificadores de pH y otros productos químicos se pueden añadir también en el mezclador. Después de mezclar, la mezcla de combustible y dióxido de carbono pasa a través de la corriente 302 a la bomba 408 antes de pasar a la cámara de reacción o de combustión 410 a través de la corriente 307. El combustible y la mezcla de dióxido de carbono también puede combinarse con un oxidante aguas arriba de la cámara de reacción (figura 9). En el caso del aceite combustible la mezcladora puede o no ser utilizada en función de las propiedades del aceite combustible. Puede ser una ventaja hacer una emulsión de aceite combustible y dióxido de carbono líquido antes de alimentar la cámara de reacción. El agua y tensioactivos podrían ayudar potencialmente en la formación de emulsiones de aceite combustible con baja viscosidad y una estabilidad adecuada. El mezclador puede no ser necesario, en particular para los aceites combustibles, ya que cuando el dióxido de carbono y la mezcla de carbón o el dióxido de carbono y emulsión de aceite combustible entra en la cámara de reacción y rebabas, la rápida expansión y cambio de fase del dióxido de carbono proporciona una fuerte cizalladura mecánica y fuerzas de dispersión para ayudar en el mezclado.
El dióxido de carbono líquido se almacena en el tanque de almacenamiento 412. El dióxido de carbono líquido fluye desde los tanques de almacenamiento 412 a la bomba 414 a través de la corriente 303, y la bomba 414 eleva la presión del dióxido de carbono líquido a la presión del sistema. Aguas abajo de la bomba 414, el dióxido de carbono líquido pasa a través de las corrientes 304 y 308 al mezclador 406 y al intercambiador de calor 416, respectivamente. En una realización preferida, suficiente dióxido de carbono pasa a la mezcladora a través de la corriente 304 para proporcionar una masa sustancialmente igual de dióxido de carbono y carbón en el mezclador. En una realización preferida, el dióxido de carbono en la corriente 308 es inicialmente una corriente de dióxido de carbono líquido. A fin de lograr una buena mezcla con el oxígeno gaseoso en la corriente 306, se prefiere vaporizar el dióxido de carbono en la corriente 308 antes de mezclarlo con el oxígeno en la corriente 306. Esto puede lograrse haciendo pasar corriente 308 al intercambiador de calor 416 antes de que el dióxido de carbono pase a través de una corriente 309 a la corriente 306 para mezclarse con el oxígeno para formar la corriente 310.
El oxígeno líquido es almacenado en el tanque de almacenamiento 418. El gas oxígeno presurizado se puede obtener mediante la presurización de oxígeno líquido y luego calentar y vaporizar a aproximadamente 240°K en un intercambiador de calor a contracorriente (no mostrado). El oxígeno líquido frío se puede utilizar para ayudar a enfriar las corrientes del proceso en la planta de separación de aire. El oxígeno gaseoso a presión en la corriente 305 se calienta adicionalmente en un intercambiador de calor 422 que se utiliza para enfriar el dióxido de carbono producido. El oxígeno presurizado pasa del intercambiador de calor 422 a través de la corriente 306 y está listo para mezclarse con el dióxido de carbono en la corriente 309. La cantidad de oxígeno en la corriente 306 se determina por la velocidad de alimentación de combustible y los productos de combustión esperados. En la realización preferida, las velocidades de alimentación de combustible y el oxígeno se controlan para proporcionar un ligero exceso de oxígeno sobre la relación estequiométrica exacta entre el combustible y oxígeno. Antes de la inyección en la cámara de reacción, el gas oxígeno en la corriente 306 se mezcla con el gas de dióxido de carbono en la corriente 309 para reducir las concentraciones máximas de oxígeno en la cámara de reacción. En la realización preferida, se utilizan masas iguales de oxígeno en la corriente 306 y dióxido de carbono en la corriente 309.
En la cámara de reacción, las corrientes de combustible y de oxidante se combinan en una serie de etapas de combustión pobres de oxidantes para controlar las temperaturas máximas y la transferencia de calor. Aunque se diluyó mediante grandes cantidades de dióxido de carbono, la presión parcial de oxígeno en la cámara de reacción será bastante alta en la proximidad de las boquillas de entrada. Un encendedor (no mostrado) puede consistir en cualquier bloque refractario calentado eléctricamente en las proximidades de las corrientes de alimentación de combustible y el oxidante o un producto químico tal como trietil aluminio que se auto-inflama cuando se expone al oxígeno. Si no está presente nitrógeno, no se producen gases NOx. Si el nitrógeno está presente, NOx pueden ser producidos. Entre otras cosas, productos de la combustión u oxidación incluyen gases de combustión, incluyendo el agua producida en la forma de las partículas de vapor y cenizas. Los productos de combustión salen de la cámara de reacción a través de la corriente 311 y pasan al intercambiador de calor 424, donde el intercambiador de calor 424 elimina el calor de la corriente 311 y lo transfiere a la corriente 323 que forma parte del agua de alimentación de la caldera y el bucle de vapor.
Un refrigerante, tal como el agua de alimentación de la caldera y el vapor, circulan a través de las corrientes 321 a través de 327. El agua se almacena a temperatura y presión ambiente en el tanque de agua de la caldera 426. El agua pasa desde el tanque de agua de la caldera 426 a la bomba 428 a temperatura y presión ambiente vía la corriente 321. Esta condición de la corriente se establece a temperatura ambiente con el fin de proporcionar la mayor fuerza de conducción a través de la turbina de vapor y generar así la mayoría de la energía eléctrica de este proceso. La bomba 428 presuriza el agua a una presión intermedia que está sustancialmente dentro de un intervalo de aproximadamente 2,1 x 106 Pa (300 psia) hasta aproximadamente 4,1 x 106 Pa (600 psia) y que es preferiblemente de aproximadamente 4,1 x 106 Pa (600 psia). El uso de la presión intermedia, como parte de un aumento de presión de dos etapas para el refrigerante proporciona una serie de ventajas. El uso del intermedio permite que la corriente 312 de 8,8 x 106 Pa (1276 psia) entre en el intercambiador de calor 424 en el lado del tubo y la corriente 322 de 2,1 x 106 a 4,1 x 106 Pa (300 a 600 psia) entre en el intercambiador de calor 424 en el lado de la carcasa. La presión del lado de la carcasa del intercambiador de calor 424 a una presión intermedia de aproximadamente 2,1 x 106 - 4,1 x 106 Pa (300 - 600 psia) es mucho menor que la típica presión de vapor de alta presión de 24,1 x 106 Pa (3.500 psia). Esto simplifica el diseño de intercambiador de calor 424 y se suma a la durabilidad del sistema.
El agua de alimentación de la caldera precalentada a una presión intermedia pasa desde el intercambiador de calor 424 a la bomba 430 en un estado líquido a través de la corriente 323. La bomba 430 eleva la presión del agua de alimentación de la caldera precalentada a una presión que está sustancialmente dentro de un intervalo de aproximadamente 13,8 x 106 Pa (2000 psia) hasta aproximadamente 34,5 x 106 Pa (2000 psia) y que es preferiblemente de aproximadamente 24,1 x 106 Pa (3.500 psia). El agua de alimentación de la caldera pasa a través de la cámara de reacción 410 en una relación de intercambio de calor con la combustión de combustible de modo que la combustión de combustible cede su calor de combustión al agua y al vapor en los tubos de caldera. En la realización preferida, la superficie de transferencia de calor suficiente está disponible para que los productos de combustión salgan de la cámara de reacción 410 a través de la corriente 311 a aproximadamente 820°K o 1.016°F. El agua de alimentación de la caldera se convierte en vapor y pasa a través de la corriente 325 a una turbina de vapor 432 para la generación de electricidad antes de pasar a través de la corriente de 326 al condensador434. El agua condensada pasa a través de la corriente 327 y el tanque de agua de la caldera 426 para su posterior transmisión a través de las corrientes 321-327.
Volviendo al intercambiador de calor 424, la porción diseñada para extraer calor de los gases de escape está diseñada para operar a una presión que está sustancialmente dentro de un intervalo de aproximadamente 4,8 x 106 Pa (700 psia) hasta aproximadamente 13,8 x 106 Pa (2000 psia) y que está preferiblemente sustancialmente dentro de un intervalo de aproximadamente 5,8 x 106 Pa (850 psia) a aproximadamente 8,8 x 106 Pa (1276 psi). La presión se selecciona de modo que el agua se condensa a partir de los productos de combustión a una temperatura que está preferiblemente por encima de aproximadamente 232,2°C (450°F) y que está más preferiblemente por encima de 260°C (500°F). Una ventaja importante de operar la cámara de reacción y el intercambiador de calor a presión elevada es que el calor latente de vaporización del agua en los productos de combustión puede ser recuperado. En la presión elevada del sistema, la temperatura de saturación de equilibrio vapor - líquido del vapor de agua también se eleva a una temperatura útil (preferiblemente por encima de 232,2°C (450°F) y más preferiblemente por encima de 260°C (500°F). En las plantas de energía eléctricas convencionales operadas en o cerca de la presión atmosférica, el calor de la energía eléctrica de vaporización del agua producida en el proceso de combustión no puede ser recuperado económicamente porque la temperatura de saturación de equilibrio vapor - líquido de dicho vapor de agua es de aproximadamente 93,3 - 104,4°C (200°F - 220°F), que es demasiado bajo, por ejemplo, el agua de alimentación de la caldera tendría típicamente una temperatura de aproximadamente 26,7°C (80°F) y la cantidad del agua de alimentación de la caldera se podría absorber limita al cambio de entalpía entre 26,7°C (80°F) y 100°C aproximadamente (212°F) si el intercambio de calor perfecto fuera posible. En la práctica, el intercambiador de calor perfecto no es económicamente posible y se necesita una fuerza significativa de conducción térmica para lograr la transferencia de calor útil. Esto significa que la cantidad de energía eléctrica del calor latente de agua a gas de escape que podría ser prácticamente absorbida por el agua de alimentación de la caldera es significativamente menor que el cambio de entalpía entre 26,7°C (80°F) y aproximadamente 100°C (212°F). A la presión del sistema típica de los sistemas convencionales, el agua se condensa a una temperatura baja y hay simplemente una fuerza insuficiente de conducción térmica y un aumento de la temperatura insuficiente en el líquido refrigerante para la recuperación económica del calor de vaporización del agua producida.
Tal como se mencionó anteriormente, se entiende que el aceite combustible puede ser utilizado en lugar de carbón, en cuyo caso, se producirían menos ceniza y más agua y el calor recuperado del calor latente de vaporización del agua producida sería mayor. La presión intermedia se ajustaría para compensar esto.
La condensación del agua y los gases ácidos en el intercambiador de calor 424 también ofrece otra ventaja. Durante la condensación de los gases de agua y ácido, ocurre una acción natural de lavado de partículas. Como los gases saturados se enfrían por debajo del punto de saturación, la formación de gotitas se nuclearán en partículas de ceniza suspendidas en la corriente gaseosa. Esta fase de condensación - fenómeno de cambio de lavado mejora la separación de partículas de ceniza y mejora las capacidades de eliminación de partículas del sistema. El intercambiador de calor 424 es también diseñado y operado de modo que la temperatura de salida de la corriente 313 es mayor que la temperatura crítica del dióxido de carbono. Esto proporciona una separación mejorada del agua condensada y gases ácidos a partir del dióxido de carbono y mejora la calidad de dióxido de carbono producido y capturado.
Los productos enfriados de la combustión, incluyendo el dióxido de carbono gaseoso y agua condensada, pasan del intercambiador de calor 424 al tambor de eliminación 436 través de la corriente 313. En el tambor de eliminación 436, el agua líquida, ácido disuelto y las partículas de cenizas se separan de la corriente de dióxido de carbono gaseoso. El agua separada, ácidos, y cenizas fluyen desde el tambor de eliminación 436 a un hidrociclón 438 a través de la corriente 314, donde se separa la ceniza del agua. La ceniza y una porción de agua fluyen desde el hidrociclón través de la corriente 316 en un enfriador 450. Desde el enfriador 450, los flujos del agua enfriada y las cenizas en la corriente 317 se unen a las corrientes de agua condensada 334. 332 y 335 desde los tambores de eliminación 444 y 458 para formar la corriente 318, que fluye a dispositivos de bajada de presión 452. Dispositivos de separación tales como filtros o sistemas de ósmosis inversa 454, se pueden utilizar para tratar la ceniza y la corriente de agua efluente 318. Una porción del agua purificada a partir del hidrociclón 438 pasa a través de la corriente 315 a la bomba 440 y se bombea a través de la corriente 320 de vuelta a la corriente 312 aguas arriba del intercambiador de calor 424. Aditivos, tales como amoníaco, cal cáustica, o hidratada se pueden añadir a este agua reciclada a través de la corriente 319 para ajustar el pH de la corriente de reciclaje de agua. La ventaja de reciclar el agua es enfriar inmediatamente la corriente 311. Tras la inyección de agua, la temperatura en la corriente 311 se reduciría a o cerca de la temperatura de equilibrio de vapor- agua líquida a la presión del sistema (570°F, 566°F). La energía eléctrica del calor sensible de los gases de combustión que sale de la cámara de reacción a 546,7°C (1.016°F) se convierte en calor latente del vapor de agua una temperatura significativamente más baja. En el presente sistema, esta temperatura es de aproximadamente 296,7°C (566°F). El diseño y la construcción de un intercambiador de calor 424 para una temperatura máxima y una presión de carcasa de aproximadamente 296,7°C (566°F) y 4,1 x 106 Pa aproximadamente (600 psia) es más fácil que diseñar uno para una temperatura máxima de aproximadamente 546,7°C (1.016°F) y aproximadamente 8,8 x 106 Pa (1276 psi). Además de los beneficios de la reducción de la temperatura, el vapor del vapor de condensación tiene excelentes características de transferencia de calor y la corriente de agua adicional ayudará a asegurar las partículas de ceniza son continuamente eliminadas a través del intercambiador de calor.
La corriente gaseosa 328 que sale del recipiente de eliminación 436 puede contener dióxido de carbono y nitrógeno. También habrá oxígeno y algo de NO y SO2. El NO y SO2 se oxidan con el oxígeno residual en el lecho de catalizador 456, en NO2 y SO3. La corriente 329 intercambia calor con la corriente 308 en el intercambiador de calor
416. Como la corriente 329 se enfría en la corriente 330, el agua adicional se condensa a partir de la fase gaseosa. Las especies totalmente oxidadas, NO2 y SO3, son fácilmente lavados el agua y se convierten en materiales recuperables. Esta agua y el ácido se recuperan en la corriente 332. El NO2 y SO3 recuperados son separados en las corrientes 331 y 332 en el tambor de eliminación 458. El dióxido de carbono, nitrógeno y oxígeno enfriados entran en el condensador 442 a través de la corriente 331.
La corriente 343 puede ser utilizada para proporcionar el ajuste del pH y otros productos químicos según sea necesario. Tales productos químicos aditivos pueden usarse para tratar ácidos condensados. Al alcanzar el punto de rocío, el trióxido de azufre SO3 reacciona con agua para formar ácido sulfúrico que se condensa en la fase líquida. El NO2 se puede hacer reaccionar con un agente reductor adecuado tal como ácido fórmico o hidroxilamina para formar gas de nitrógeno de acuerdo con las reacciones hidrotermales:
4NH2OH + NO2 > 2 ½ N2+ 6H2O
o,
4HCOOH + 2NO2 > N2+ 4H2O + 4CO2
Otra reacción potencial es el uso de ácido oxálico e hidroxilamina para convertir los óxidos de nitrógeno en nitrato amónico sin la posterior producción de monóxido de nitrógeno: HOOCCOOH + 2NH2OH + 2NO2 > 2NH4NO3+ 2CO2
La separación de óxidos de azufre y nitrógeno de la corriente de gas a granel se produce como una parte intrínseca simultánea de la operación del sistema objeto. La recuperación del calor de vaporización del agua producida y la condensación del dióxido de carbono crean dos operaciones separadas de cambio de fase que proporcionan una amplia oportunidad y fuerza impulsora para la conversión, la recogida y la separación de óxidos de nitrógeno y azufre.
En una realización alternativa representada en la figura 9, el agua, cenizas y condensado ácido en la corriente 512 simplemente se enfriaron y se eliminaron del sistema a través de la presión de bajada de los recipientes u otros dispositivos de reducción de presión. Muy probablemente los óxidos de calcio y magnesio en la ceniza de carbón reaccionarán con el ácido sulfúrico en el agua para producir calcio y sulfato de magnesio. El agua producida será tratada y liberada o se utiliza como agua de refrigeración.
Volviendo a la realización representada en la figura 5, el dióxido de carbono gaseoso sale del tambor de eliminación 458 a través de la corriente 331. La corriente 331 pasa al condensador 442, donde el dióxido de carbono sustancialmente se condensa y se licua. El dióxido de carbono licuado en la corriente 333 puede entonces ser pasado a un enfriador instantáneo 444 donde una porción de la corriente instantánea puede ser proporcionada para el enfriamiento del resto de la corriente. En la realización preferida, aproximadamente 20 por ciento del dióxido de carbono se enfría de manera instantánea. Cuando se enfría de manera instantánea, el dióxido de carbono líquido se enfría a través de la expansión Joule-Thomson. Este efecto de enfriamiento puede ser usado para enfriar el resto del dióxido de carbono líquido en la corriente 336. Los gases no condensables, tales como nitrógeno, oxígeno en exceso, y argón, también son purgados del enfriador instantáneo y se ventilan a través de la corriente 337. Con la presencia de esta ventilación, es evidente para los expertos en la técnica que puede no ser necesario el uso de oxígeno puro. En su lugar, el sistema puede utilizar oxígeno de 90 a 96% producido por dispositivos de adsorción de oscilación de presión o pueden utilizar aire o aire enriquecido en oxígeno. El dióxido de carbono líquido producido y reciclado pasa a través de la corriente 336 a través del intercambiador de calor 422 y pasa a través de la corriente 338 a la bomba 446 que pasa el dióxido de carbono a través de la corriente 341 y 340 al almacenamiento 412 y al transporte 448, respectivamente. Se entiende que no es necesario condensar todo el dióxido de carbono en la corriente 331. En su lugar, una porción del gas dióxido de carbono puede ser reciclada para mezclarse con el oxígeno aguas arriba de la cámara de reacción 410. Esto reduce el intercambiador de calor y las cargas de rechazo de calor.
Un uso opcional para el dióxido de carbono líquido en exceso se representa en la figura 10. El dióxido de carbono líquido en exceso puede ser utilizado para proporcionar la energía eléctrica motriz necesaria para producir oxígeno líquido. En esta realización, el dióxido de carbono líquido del tanque de almacenamiento 812 pasa a través de la corriente 751 a la bomba 814 donde es bombeado a una presión mayor que su presión crítica (aproximadamente 7,382 MPa o psia 1.071). El dióxido de carbono a alta presión pasa entonces a través de la corriente 752 al intercambiador de calor 816 donde se calienta por encima del punto crítico con calor residual. Puesto que la temperatura crítica del dióxido de carbono es tan baja (304,19°K o 87,5°F), el calor residual se puede utilizar para convertir el dióxido de carbono líquido presurizado en dióxido de carbono gaseoso. Este calor puede provenir de diversas partes de la planta de energía eléctrica o del calor generado por los compresores de aire y oxígeno 817 de la planta de separación de aire. El dióxido de carbono gaseoso a alta presión pasa entonces a través de una turbina 820 para generar energía eléctrica motriz para conducir los compresores 817 de la planta de separación de aire. Esto puede ser una operación de múltiples etapas con calentamiento suplementario del dióxido de carbono entre las fases intermedias. El dióxido de carbono gastado puede ser liberado a la atmósfera en 822, y el oxígeno líquido producido puede pasar a través de la corriente 753 a través de un equilibrio de la planta de separación de aire 824, con ventilación 825, y una bomba 826 a un tanque de almacenamiento 818. Este enfoque hace uso de las excelentes propiedades físicas de dióxido de carbono.
La nivelación de carga de exportación de energía eléctrica se consigue cambiando la cantidad de energía eléctrica dirigida a la producción de oxígeno. En un ciclo diurno, durante los períodos de baja demanda de electricidad, una parte mayor de la salida de la planta está dedicada a la producción de oxígeno líquido. Durante los períodos de demanda eléctrica pico, se utiliza el oxígeno líquido almacenado y una porción más pequeña de la energía eléctrica de la planta se dirige a la planta de separación de aire.
Otras modificaciones, cambios y sustituciones están destinados en lo que antecede, y en algunos casos, algunas de las características de la invención se pueden emplear sin un uso correspondiente de otras características. Por ejemplo, el agua se recicla a través de las corrientes tales como 120, 123, y 315, no se necesitan o pueden ser utilizadas en conexión con otros diseños. Además, la subida de presión de dos etapas del refrigerante a través de las corrientes 139-144, 321-324 y 521-524 no necesitan ser utilizada o puede ser utilizada en conexión con otros diseños. Además, la ubicación de los intercambiadores de calor puede variar grandemente, y las diversas corrientes pueden ser dirigidas a los intercambiadores de calor particulares en cualquier número de configuraciones. Además, el sistema puede utilizarse con o sin la combinación de dióxido de carbono con el combustible, oxígeno, aire o aguas arriba de la cámara de reacción o en la cámara de reacción. Más aún, se entiende que la captura de dióxido de carbono y la separación no necesita ser utilizada y que la captura de agua y la separación no necesitan ser utilizadas. De manera similar, la reducción catalítica selectiva u oxidación catalítica no necesitan ser utilizadas. Más aún, se entiende que todos los ejemplos y los valores cuantitativos y rangos, tales como temperaturas y presiones, se dan a modo de ilustración y no están destinados como limitaciones en cuanto al alcance de la invención. En consecuencia, es conveniente que las reivindicaciones adjuntas se interpreten ampliamente y de manera coherente con el alcance de la invención.
Haciendo referencia a la figura 11, el número de referencia 900 se refiere a una forma de realización alternativa del sistema integrado de la presente invención. En esta realización, el combustible es un combustible fósil sólido que contiene ceniza o materiales formadores de ceniza tales como carbón bituminoso. Con una ligera modificación al equipo de entrada de combustible, la misma realización se puede utilizar para los combustibles líquidos que contienen cenizas o materiales formadores de ceniza tales como aceite pesado y aceite crudo. El combustible se oxida o gasifica parcialmente para producir una energía eléctrica que contiene gas de síntesis. La producción del gas de síntesis utiliza una cantidad sub-estequiométrica de oxígeno y por lo tanto requiere menos oxidante que la combustión completa.
La ceniza sólida o material formador de ceniza que contiene el combustible como el carbón se envía a un molino de bolas, o dispositivo similar, 1002 que pulveriza el combustible sólido. Desde el molino de bolas, el combustible sólido pasa a una tolva de la bomba 1004 y pasa a través de la corriente 901, a o cerca de la presión del sistema, a un mezclador 1006. Para el sistema representado en la figura 11, el sistema está dentro de un intervalo de aproximadamente 4,8 x 106 Pa (700 psia) a aproximadamente 13,8 x 106 Pa (2000 psia) y está preferiblemente sustancialmente dentro de un intervalo de aproximadamente 6,0 x 106 Pa (870 psia) a aproximadamente 8,8 x 106 Pa (1276 psi). Este intervalo de presión permite utilizar diseños de equipos estándar y abarca la presión crítica del dióxido de carbono (1.071 psi o 7,382 Mpascal). En las etapas posteriores del presente sistema, cuando el agua y dióxido de carbono se condensan secuencialmente, esta gama de presión del sistema permite la condensación del dióxido de carbono a la temperatura más alta posible. La condensación de agua se logra a una temperatura útil mientras que optimiza la presión del sistema y minimiza el coste global de capital. Aunque el sistema actual se discute utilizando carbón como combustible, se entiende que otros combustibles, tales como aceite combustible, se pueden utilizar con el sistema. Por supuesto, si la planta está diseñada para funcionar con aceite combustible solamente, el molino de bolas 1002 y tolva de la bomba 1004 pueden ser omitidos y una bomba de combustible de alta presión de aceite insertada en su lugar.
Tal como se discute en detalle más adelante, el dióxido de carbono líquido se añade al mezclador a través de la corriente 904. Agua, tensioactivos, modificadores de pH y otros productos químicos se pueden añadir también en el mezclador. Después de mezclar, la mezcla de combustible y dióxido de carbono pase a través de la corriente 902 a la bomba 1008 antes de pasar a la reacción o cámara de combustión 1010 través de la corriente 907. El combustible y la mezcla de dióxido de carbono también puede combinarse con un oxidante aguas arriba de la cámara de reacción (Figura 9). En el caso del aceite combustible de la mezcladora puede o no puede ser utilizada en función de las propiedades del aceite combustible. Puede ser una ventaja para hacer una emulsión de aceite combustible y dióxido de carbono líquido antes de alimentar la cámara de reacción. El agua y los tensioactivos podrían ayudar en la formación de emulsiones de aceite combustible con baja viscosidad y una estabilidad adecuada. El mezclador puede no ser necesario, en particular para los aceites combustibles, ya que cuando el dióxido de carbono y la mezcla de carbón o el dióxido de carbono y emulsión de aceite combustible entra en la cámara de reacción y se enfría de manera instantánea, la rápida expansión y el cambio de fase del dióxido de carbono proporciona una fuerte cizalladura mecánica y fuerzas de dispersión para ayudar en la mezcla.
El dióxido de carbono líquido es almacenado en el tanque de almacenamiento 1012. El dióxido de carbono líquido fluye desde el tanque de almacenamiento de 1012 a la bomba 1014 a través de la corriente 903, y la bomba 1014 eleva la presión del dióxido de carbono líquido a la presión del sistema. Aguas abajo de la bomba 1014, el dióxido de carbono líquido pasa a través de las corrientes 904 y 908 en el mezclador 1006 y el intercambiador de calor 1016, respectivamente. En una realización preferida, el dióxido de carbono suficiente pasa a la mezcladora a través de la corriente 904 para proporcionar una masa sustancialmente igual de dióxido de carbono y carbón en el mezclador. En una realización preferida, el dióxido de carbono en la corriente 908 es inicialmente una corriente de dióxido de carbono líquido. Para lograr una buena mezcla con el oxígeno gaseoso en la corriente 906, se prefiere vaporizar el dióxido de carbono en la corriente 908 antes de mezclarlo con el oxígeno en la corriente 906. Esto puede lograrse haciendo pasar la corriente 908 al intercambiador de calor 1016 antes de que el dióxido de carbono pase a través de la corriente 909 a la corriente 906 para mezclarse con el oxígeno para formar la corriente 910.
El oxígeno líquido es almacenado en el tanque de almacenamiento 1018. El gas oxígeno presurizado se puede obtener mediante la presurización del oxígeno líquido y luego calentando y vaporizando a aproximadamente 240°K en un intercambiador de calor contra-corriente (no mostrado). El oxígeno líquido frío se puede utilizar para ayudar a enfriar las corrientes del proceso en la planta de separación de aire. El oxígeno gaseoso a presión en la corriente 905 se calienta más en un intercambiador de calor 1022 que se utiliza para enfriar el dióxido de carbono producido. El oxígeno presurizado pasa desde el intercambiador de calor 1022 través de la corriente 906 y está listo para mezclarse con el dióxido de carbono en la corriente 909. La cantidad de oxígeno en la corriente 906 se determina por la velocidad de alimentación de combustible y los productos de combustión esperados. En la realización preferida, las velocidades de alimentación de combustible y el oxígeno son controlados para proporcionar una relación estequiométrica entre el combustible y el oxígeno necesario para la óptima gasificación del combustible. Antes de la inyección en la cámara de reacción 1010, el gas oxígeno en la corriente 906 se mezcla con el gas de dióxido de carbono en la corriente 909 para reducir las concentraciones máximas de oxígeno en la cámara de reacción. En la realización preferida, se utilizan masas iguales de oxígeno en la corriente 906 y de dióxido de carbono en la corriente 909.
En la cámara de reacción 1010, las corrientes de combustible y el oxidante se combinan en una serie de etapas de combustión pobres en oxidantes para controlar las temperaturas máximas y la transferencia de calor. Aunque se diluya mediante grandes cantidades de dióxido de carbono, la presión parcial de oxígeno en la cámara de reacción será bastante alta en la proximidad de las boquillas de entrada. Un encendedor (no mostrado) puede consistir en un bloque refractario calentado eléctricamente en las proximidades de las corrientes de alimentación de combustible y el oxidante o un producto químico tal como trietil aluminio que la auto-inflama cuando se expone al oxígeno. Si no está presente nitrógeno, no se producen gases NOx. Si el nitrógeno está presente, pueden ser producidos NOx. Entre otras cosas, productos de la combustión o la oxidación parciales y reacciones de desplazamiento de agua-gas incluyen gases de combustión tales como monóxido de carbono, hidrógeno, dióxido de carbono, metano y agua producida en forma de vapor, y partículas de ceniza. Los productos de la combustión o gasificación parcial salen de la cámara de reacción a través de la corriente 911 y pasan al intercambiador de calor 1024, donde el intercambiador de calor 1024 elimina el calor de la corriente 911 y lo transfiere a la corriente 923 que forma parte del agua de alimentación de la caldera y el bucle de vapor.
Un refrigerante, tal como agua de alimentación de la caldera y vapor, circula a través de las corrientes de 921 a 927. El agua se almacena a temperatura y presión ambiente en el tanque de agua de caldera 1026. El agua pasa desde el tanque de agua de la caldera 1026 a la bomba 1028 a temperatura y presión ambiente a través de la corriente
921. Esta condición de la corriente se establece a temperatura ambiente con el fin de proporcionar la mayor fuerza de conducción a través de la turbina de vapor y generar así la mayoría de la energía eléctrica de este proceso. La bomba 1028 presuriza el agua a una presión intermedia que está sustancialmente dentro de un intervalo de aproximadamente 2,1 x 106 Pa (300 psia) a aproximadamente 4,1 x 106 Pa (600 psia) y que es preferiblemente de aproximadamente 4,1 x 106 Pa (600 psia). El uso de la presión intermedia, como parte de un aumento de presión de dos pasos para el refrigerante proporciona una serie de ventajas. El uso de la presión intermedia permite a la corriente de 8,8 x 106 Pa (1.276 psia) 912 entrar en el intercambiador de calor 1024 en el lado del tubo y a la corriente de 2,1 x 106 a 4,1 x 106 Pa (300 a 600 psia) 922 entrar en el intercambiador de calor 1024 en el lado de la carcasa. La presión en el lado de la carcasa del intercambiador de calor 1024 a la presión intermedia de aproximadamente 2,1 x 106 a 4,1 x 106 Pa (300-600 psia) es mucho menor que la presión de la corriente de vapor de alta presión de 24,1 x 106 Pa (3.500 psia). Esto simplifica el diseño de intercambiador de calor 1024 y se suma a la durabilidad del sistema.
El agua de alimentación de la caldera precalentada a una presión intermedia pasa desde el intercambiador de calor 1024 a la bomba 1030 en un estado líquido a través de la corriente 923. La bomba 1030 eleva la presión del agua de alimentación de la caldera precalentada a una presión que está sustancialmente dentro de un intervalo de aproximadamente 13,8 x 106 Pa (2.000 psia) a aproximadamente 34,5 x 106 Pa (5.000 psia) y que es preferiblemente de aproximadamente 24,1 x 106 Pa (3.500 psia). El agua de alimentación de la caldera pasa a través de la cámara de reacción 1010 en una relación de intercambio de calor con el combustible en combustión de modo que el combustible en combustión cede su calor de combustión al agua y al vapor en los tubos de caldera. En la realización preferida, suficiente superficie de transferencia de calor está disponible para que los productos de la combustión parcial salgan de la cámara de reacción 1010 a través de la corriente 911 a aproximadamente 820°K o 1.016°F. El agua de alimentación de la caldera se convierte en vapor y pasa a través de la corriente 925 a una turbina de vapor, caldera o planta de ciclo combinado 1032 para generar electricidad antes de pasar a través de la corriente 926 del condensador 1034. El agua condensada pasa a través de la corriente 927 al tanque de agua de la caldera 1026 para su posterior transmisión a través de las corrientes 921 - 927.
Volviendo al intercambiador de calor 1024, la porción designada para extraer calor de los gases de escape está diseñada para operar a una presión que está sustancialmente dentro de un intervalo de aproximadamente 4,8 x 106 Pa (700 psia) a aproximadamente 13,8 x 106 Pa (2.000 psia) y que está preferiblemente sustancialmente dentro de un intervalo de aproximadamente 5,8 x 106 Pa (850 psia) a aproximadamente 8,8 x 106 Pa (1.276 psi). La presión se selecciona de modo que el agua se condensa a partir de los productos de combustión a una temperatura que está preferiblemente por encima de aproximadamente 288°C (550°F) y que está más preferiblemente por encima de 260°C (500°F). Una ventaja importante de operar la cámara de reacción y el intercambiador de calor a presión elevada es que el calor latente de vaporización del agua en los productos de combustión puede ser recuperado. A la elevada presión del sistema, la temperatura de saturación de equilibrio vapor - líquido del vapor de agua también se eleva a una temperatura útil (preferiblemente por encima de 288°C (550°F) y más preferiblemente por encima de 260°C (500°F)). En las plantas de energía eléctrica convencionales operadas en o cerca de la presión atmosférica, el calor de la energía eléctrica de vaporización del agua producida en el proceso de combustión no puede ser recuperado económicamente porque la temperatura de saturación de equilibrio vapor - líquido de dicho vapor de agua es de aproximadamente 93,3 - 104,4°C (200°F - 220°F), que es demasiado baja. Por ejemplo, el agua de alimentación de la caldera tendría típicamente una temperatura de aproximadamente 26,7°C (80°F) y la cantidad de energía eléctrica que el agua de alimentación de la caldera podría absorber se limita a la variación de entalpia entre 26,7°C (80°F) y aproximadamente 100°C (212°F) en caso de intercambio de calor perfecta fuera posible. En la práctica, el intercambio de calor perfecto no es económicamente posible y se necesita una fuerza significativa de conducción térmica para lograr la transferencia de calor útil. Esto significa que la cantidad de energía eléctrica de calor latente de agua a gas de escape que podría ser prácticamente absorbida por el agua de alimentación de la caldera es significativamente menor que el cambio de entalpía entre 26,9°C (80°F) y aproximadamente 100°C (212°F). A la presión típica del sistema de los sistemas convencionales, el agua se condensa a una temperatura baja y hay simplemente una fuerza de conducción térmica insuficiente y un aumento de la temperatura insuficiente en el líquido refrigerante para la recuperación económica del calor de vaporización del agua producida.
Tal como se mencionó anteriormente, se entiende que el aceite combustible puede ser utilizado en lugar de carbón, en cuyo caso, se produciría menos ceniza y más agua y el calor recuperado del calor latente de vaporización del agua producida sería mayor. La presión intermedia se ajustaría para compensar esto.
La condensación del agua y los gases ácidos en el intercambiador de calor 1024 también ofrece otra ventaja. Durante la condensación de los gases de agua y ácido, ocurre una acción de lavado de partículas natural. Como los gases saturados se enfrían por debajo del punto de saturación, la formación de gotitas nuclearán sobre las partículas de ceniza suspendidas en la corriente gaseosa. Este fenómeno de lavado de cambio de fase de condensación mejora la separación de partículas de ceniza y mejora las capacidades de eliminación de partículas del sistema. El intercambiador de calor 1024 también es diseñado y operado de modo que la temperatura de salida de la corriente 913 es mayor que la temperatura crítica del dióxido de carbono, amoníaco, sulfuro de hidrógeno, sulfuro de carbonilo, disulfuro de carbono y monóxido de carbono. Esto proporciona una separación mejorada del agua condensada y gases que contienen azufre del gas de síntesis y mejora la calificación del gas de síntesis y el dióxido de carbono producido y capturado.
El gas de síntesis enfriado o productos de combustión parcial, incluyendo dióxido de carbono gaseoso, hidrógeno, amoníaco, monóxido de carbono, metano, sulfuro de hidrógeno, sulfuro de carbonilo, disulfuro de carbono y agua condensada, pasan del intercambiador de calor de 1024 al tambor de eliminación 1036 través de la corriente 913. En el tambor de eliminación 1036, el agua líquida, las partículas de ceniza y algunos gases disueltos se separan de la corriente de gas de síntesis. El agua, ácidos, y ceniza separados fluyen desde el tambor de eliminación 1036 a un hidrociclón 1038 través de la corriente 914, donde se separa la ceniza del agua. La ceniza y una porción del agua fluyen desde el hidrociclón través de la corriente 916 a un enfriador de 1050. Desde allí el agua enfriada y las cenizas fluyen a través de las corrientes 917 y 918 a dispositivos de separación tales como de un filtro 1052, y el sistema de ósmosis inversa 1053, y el tambor de eliminación 1054. Los gases ácidos recuperados de las aguas residuales finales se devuelven para procesar a la planta de Claus 1055. La otra porción del agua del hidrociclón pasa a través de la corriente 915 a la bomba 1040 y luego se bombea a través de la corriente 920 de nuevo en la corriente 911 aguas arriba del intercambiador de calor 1024. Aditivos, tales como oxígeno, amoníaco, sosa cáustica,
o cal hidratada se pueden añadir a esta agua reciclada a través de la corriente 919 para ajustar el pH de la corriente de reciclaje de agua. La ventaja de reciclar este agua es enfriar inmediatamente la corriente 911. Tras la inyección de agua, la temperatura en la corriente 911 se reduciría a o cerca de la temperatura de equilibrio de vapor- agua líquida a la presión del sistema (570°K, 566°F). La energía eléctrica de calor sensible de los gases de combustión sale de la cámara de reacción a 546,7°C (1.016°F) se convierte en calor latente del vapor de agua a una temperatura significativamente más baja. En el sistema presente, esta temperatura es de aproximadamente 296,7°C (566°F). El diseño y la construcción de un intercambiador de calor 1024 para una temperatura máxima y una presión de carcasa de aproximadamente 296,7°C (566°F) y aproximadamente 4,1 x 106Pa (600 psia) es más fácil que diseñar una para una temperatura máxima de aproximadamente 546,7°C (1.016°F) y aproximadamente 8,8 x 106 Pa
(1.276 psi). Además de los beneficios de la reducción de la temperatura, la condensación del vapor tiene excelentes características de transferencia de calor y la corriente de agua adicional ayudará a asegurar las partículas de ceniza son continuamente eliminadas a través del intercambiador de calor.
La corriente gaseosa 928 que sale del recipiente de eliminación 1036 puede contener gas de síntesis, dióxido de carbono y nitrógeno. El gas de síntesis puede contener hidrógeno, metano, NH3, NO, H2S, COS, CS2y, potencialmente, SO2. El COS y CS2 se reducen por reacción con hidrógeno en el lecho de catalizador, 1056, en CH4, H2O y H2S. Un lecho de catalizador también se podría utilizar para lograr una reacción de desplazamiento agua-gas para convertir el monóxido de carbono y agua en dióxido de carbono e hidrógeno. La corriente 929 intercambia calor con la corriente 908 en el intercambiador de calor 1016. La corriente 943 puede ser utilizada para proporcionar el ajuste del pH y otros productos químicos como sea necesario. Tales químicos aditivos pueden ser utilizados para tratar ácidos condensados y gases que contienen azufre. Como la corriente 929 se enfría en la corriente 930, el agua adicional se condensa a partir de la fase gaseosa. A temperaturas por debajo de 37,8°C (100°F) y presiones por encima de 4,1 x 106 Pa (600 psia), H2S, COS y CS2 pueden condensarse en líquidos. Una porción del H2S es fácilmente lavada por el agua y se convierte en materiales recuperables. Esta corriente de agua y de gas ácido disuelto y condensado se recupera en la corriente 932. Los NH3, H2S, COS y CS2 condensados y recuperados se separan en corrientes 931 y 932 en el tambor de eliminación 1058. El dióxido de carbono enfriado, monóxido de carbono, nitrógeno y metano de hidrógeno entran en el condensador 1042 través de la corriente 931.
La separación de gases que contienen azufre de la corriente de gas a granel se produce como una parte intrínseca, simultánea de la operación del sistema. La recuperación del calor de vaporización del agua producida y la condensación del dióxido de carbono crean dos operaciones separadas de cambio de fase que proporcionan una amplia oportunidad y la fuerza impulsora para la conversión, la recogida y la separación de óxidos de nitrógeno y gases que contienen azufre.
En la realización representada en la figura 11, el gas de síntesis deja el tambor de eliminación 1058 través de la corriente 931. La corriente 931 pasa al condensador 1042 donde el dióxido de carbono y sulfuro de hidrógeno sustancialmente se condensan y se licuan. El dióxido de carbono y sulfuro de hidrógeno licuados en la corriente 933 puede entonces pasar a un tambor de eliminación 1044 donde se separa el dióxido de carbono líquido y el sulfuro de hidrógeno del gas de síntesis y se envían a través de la corriente 934 a una planta Claus 1055 para la conversión en azufre elemental. En el caso donde el enfriamiento adicional de la corriente de gas de síntesis 935 estaba disponible por intercambio de calor con la corriente de oxígeno 905 en el intercambiador de calor 1022, dióxido de carbono adicional puede ser condensado y eliminado a través de la corriente 938 en el recipiente de eliminación 1045. Los gases de síntesis no condensables, tales como nitrógeno, monóxido de carbono, nitrógeno metano, hidrógeno y argón, se recogen del tambor de eliminación 1045 y se dirigen a la planta de energía eléctrica de ciclo combinado 1032 través de la corriente 937. El uso del gas de síntesis en una planta de energía eléctrica de ciclo combinado que comprende una turbina de gas y una caldera y una turbina de vapor es la forma de realización preferida. Alternativamente, el gas de síntesis se podría utilizar directamente en una caldera de vapor. Esta caldera de vapor accionada por gas de síntesis puede ser acoplada o independiente del flujo de agua caliente o vapor de la corriente
925. Puesto que el gas de síntesis puede ser una mezcla de gases combustibles y gases no combustibles, es evidente para los expertos en la técnica que puede que no sea necesario el uso de oxígeno puro en la etapa de gasificación inicial o de combustión parcial. En su lugar, el sistema puede utilizar 90 a 96% de oxígeno producido por dispositivos de adsorción de oscilación de presión o pueden utilizar aire o aire enriquecido en oxígeno. El dióxido de carbono líquido producido y reciclado pasa a través de la corriente 935 a través del intercambiador de calor 1022, pasa a través de la corriente 936 a través del tambor de eliminación 1045, y pasa a través de la corriente 938 a la bomba 1046 que pasa el dióxido de carbono a través de la corriente 941 y 940 para el almacenamiento 1012 y el transporte 1048, respectivamente. Se entiende que no es necesario condensar todo el dióxido de carbono en la corriente 931. En su lugar, una porción del gas dióxido de carbono puede ser reciclada para mezclarse con el oxígeno aguas arriba de la cámara de reacción 1010. Esto reduce el intercambiador de calor y las cargas de rechazo de calor.

Claims (8)

  1. REIVINDICACIONES
    1. Procedimiento de funcionamiento de una planta de energía eléctrica, que comprende:
    -
    pasar un combustible a una cámara de reacción (210; 410; 610; 1010);
    -
    pasar un oxidante a dicha cámara de reacción (210; 410; 610; 1010); - oxidar dicho combustible en dicha cámara de reacción (210; 410; 610; 1010) a una presión sustancialmente primero dentro de un intervalo de aproximadamente 4,8 MPa (700 psia) a aproximadamente 13,8 MPa (2000 psia), creando así productos de oxidación;
    -
    pasar un refrigerante a dicha cámara de reacción (210; 410; 610; 1010) en una relación de intercambio de calor con el combustible y el oxidante,
    caracterizado por
    -
    pasar dicha productos de la oxidación de dicha cámara de reacción (210; 410; 610; 1010) a un intercambiador de calor (208; 214; 222; 224; 236; 246; 416; 422; 424; 816; 1016; 1022; 1024) ;
    -
    condensar agua de dichos productos de oxidación dentro de dicho intercambiador de calor a una segunda presión sustancialmente dentro de un intervalo de aproximadamente 4,8 MPa (700 psia) a aproximadamente 13,8 MPa (2000 psia);
    -
    pasar dicho refrigerante desde una primera bomba (218; 428; 628; 1028) a dicho intercambiador de calor a una presión sustancialmente primero dentro de un intervalo de aproximadamente 2,1 MPa (300 psia) a aproximadamente 4,1 MPa (600 psia) ;
    -
    pasar dicho refrigerante de dicho intercambiador de calor a una segunda bomba (226; 430; 630; 1030), y
    -
    pasar dicho refrigerante desde dicha segunda bomba a dicha cámara de reacción (210; 410; 610; 1010) a una segunda presión sustancialmente dentro de un intervalo de aproximadamente 13,8 MPa (2000 psia) a aproximadamente 34,0 MPa (5000 psia) .
  2. 2.
    Procedimiento según la reivindicación 1, en el que dicha primera presión está sustancialmente dentro de un intervalo de aproximadamente 5,8 MPa (850 psia) a aproximadamente 8,8 MPa (1276 psia).
  3. 3.
    Procedimiento según la reivindicación 1, en el que dicho oxidante comprende oxígeno y dióxido de carbono.
  4. 4.
    Procedimiento según la reivindicación 1, en el que dicho oxidante comprende aire, oxígeno y dióxido de carbono.
  5. 5.
    Procedimiento según una de las reivindicaciones 1 a 4, que también comprende:
    -
    separar al menos una porción de dicha agua condensada a partir de dichos productos de oxidación, y
    -
    reciclar al menos una porción de dicha agua separada, condensada a dichos productos de oxidación de aguas arriba de dicho intercambiador de calor.
  6. 6.
    Procedimiento según una de las reivindicaciones 1 a 5, en el que dicho combustible es combustible fósil.
  7. 7.
    Procedimiento según la reivindicación 1, en el que el combustible es un combustible fósil, en donde oxidar dicho combustible en dicha cámara de reacción (210; 410; 610; 1010) comprende la combustión de dicho combustible fósil en dicha cámara de reacción (210; 410; 610; 1010), creando así productos de la combustión, y en el que pasar un refrigerante a dicha cámara de reacción (210; 410; 610; 1010) comprende hacer pasar un refrigerante que tiene una relación de intercambio de calor con el combustible fósil en combustión y un disipador de calor que tiene una primera temperatura, en el que dicha primera la presión es igual o superior a una presión de equilibrio líquido vapor de dióxido de carbono en dicha primera temperatura de dicho disipador de calor, en el que dicho oxidante comprende oxígeno y dióxido de carbono, y en donde la segunda presión seleccionada es tal que dicho agua de dichos productos de combustión se condensa a una temperatura por encima de aproximadamente 232°C (450°F).
  8. 8.
    Procedimiento según la reivindicación 7, en el que dicho productos de la combustión comprenden productos de la combustión parcial, y que también comprende:
    -
    pasar dichos productos de la combustión parcial a una caldera, una turbina de gas, una planta de energía eléctrica de ciclo combinado, o una fábrica de productos químicos de síntesis.
    FIG.8
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Families Citing this family (74)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US6196000B1 (en) * 2000-01-14 2001-03-06 Thermo Energy Power Systems, Llc Power system with enhanced thermodynamic efficiency and pollution control
US6622470B2 (en) * 2000-05-12 2003-09-23 Clean Energy Systems, Inc. Semi-closed brayton cycle gas turbine power systems
US6574962B1 (en) * 2001-11-23 2003-06-10 Justin Chin-Chung Hsu KOH flue gas recirculation power plant with waste heat and byproduct recovery
US20030131582A1 (en) * 2001-12-03 2003-07-17 Anderson Roger E. Coal and syngas fueled power generation systems featuring zero atmospheric emissions
US6820689B2 (en) * 2002-07-18 2004-11-23 Production Resources, Inc. Method and apparatus for generating pollution free electrical energy from hydrocarbons
WO2004046523A2 (en) * 2002-11-15 2004-06-03 Clean Energy Systems, Inc. Low pollution power generation system with ion transfer membrane air separation
US6898936B1 (en) 2002-12-04 2005-05-31 The United States Of America As Represented By The United States Department Of Energy Compression stripping of flue gas with energy recovery
US7007474B1 (en) 2002-12-04 2006-03-07 The United States Of America As Represented By The United States Department Of Energy Energy recovery during expansion of compressed gas using power plant low-quality heat sources
US8631657B2 (en) * 2003-01-22 2014-01-21 Vast Power Portfolio, Llc Thermodynamic cycles with thermal diluent
US7021063B2 (en) * 2003-03-10 2006-04-04 Clean Energy Systems, Inc. Reheat heat exchanger power generation systems
US20040219088A1 (en) * 2003-04-29 2004-11-04 Harvey Wen Mini ammonia plant
US7730713B2 (en) * 2003-07-24 2010-06-08 Hitachi, Ltd. Gas turbine power plant
WO2005100754A2 (en) 2004-04-16 2005-10-27 Clean Energy Systems, Inc. Zero emissions closed rankine cycle power system
WO2006108244A1 (en) * 2005-04-15 2006-10-19 Bantix Worldwide Pty Ltd Catalytic oxidation of hydrocarbon gas
US8087926B2 (en) 2005-12-28 2012-01-03 Jupiter Oxygen Corporation Oxy-fuel combustion with integrated pollution control
WO2007140261A2 (en) * 2006-05-24 2007-12-06 Jupiter Oxygen Corporation Integrated capture of fossil fuel gas pollutants including co2 with energy recovery
US20080156726A1 (en) * 2006-09-06 2008-07-03 Fassbender Alexander G Integrating recycle stream ammonia treatment with biological nutrient removal
US20080053909A1 (en) * 2006-09-06 2008-03-06 Fassbender Alexander G Ammonia recovery process
US20080053913A1 (en) * 2006-09-06 2008-03-06 Fassbender Alexander G Nutrient recovery process
US8747496B2 (en) * 2007-05-01 2014-06-10 Westport Power Inc. Compact fuel processor
US20090178468A1 (en) * 2008-01-10 2009-07-16 General Electric Company Systems and methods for determining steam turbine operating efficiency
EP2078827A1 (en) * 2008-01-11 2009-07-15 ALSTOM Technology Ltd Power plant with CO2 capture and compression
EP2078828A1 (en) * 2008-01-11 2009-07-15 ALSTOM Technology Ltd Power plant with CO2 capture and compression
US8375725B2 (en) * 2008-03-14 2013-02-19 Phillips 66 Company Integrated pressurized steam hydrocarbon reformer and combined cycle process
US20100018216A1 (en) * 2008-03-17 2010-01-28 Fassbender Alexander G Carbon capture compliant polygeneration
GB0808200D0 (en) * 2008-05-06 2008-06-11 Invista Technologies Srl Power recovery
US20100044643A1 (en) * 2008-08-22 2010-02-25 Hunton Energy Holdings, LLC Low NOx Gasification Startup System
AU2010217812B2 (en) 2009-02-26 2014-06-26 8 Rivers Capital, Llc Apparatus and method for combusting a fuel at high pressure and high temperature, and associated system and device
US10018115B2 (en) 2009-02-26 2018-07-10 8 Rivers Capital, Llc System and method for high efficiency power generation using a carbon dioxide circulating working fluid
US8596075B2 (en) 2009-02-26 2013-12-03 Palmer Labs, Llc System and method for high efficiency power generation using a carbon dioxide circulating working fluid
US8266909B2 (en) * 2009-04-09 2012-09-18 Siemens Energy, Inc. Air vent in main steam duct of steam turbine
CA2753410C (en) 2009-05-01 2016-02-23 Schlumberger Canada Limited Methods and systems for optimizing carbon dioxide sequestration operations
US9354618B2 (en) 2009-05-08 2016-05-31 Gas Turbine Efficiency Sweden Ab Automated tuning of multiple fuel gas turbine combustion systems
US9671797B2 (en) 2009-05-08 2017-06-06 Gas Turbine Efficiency Sweden Ab Optimization of gas turbine combustion systems low load performance on simple cycle and heat recovery steam generator applications
US9267443B2 (en) 2009-05-08 2016-02-23 Gas Turbine Efficiency Sweden Ab Automated tuning of gas turbine combustion systems
US8437941B2 (en) 2009-05-08 2013-05-07 Gas Turbine Efficiency Sweden Ab Automated tuning of gas turbine combustion systems
US8587138B2 (en) * 2009-06-04 2013-11-19 Kevin Statler Systems for the recovery of gas and/or heat from the melting of metals and/or the smelting of ores and conversion thereof to electricity
US20110083620A1 (en) * 2009-10-08 2011-04-14 Yoon Yong K Waste Heat Recovery System and Method Thereof
NL2003714C2 (en) * 2009-10-27 2011-04-28 Minplus Holland B V A method for generating electrical energy, wherein a carbonaceous fuel is gasified.
US9308496B2 (en) * 2010-04-23 2016-04-12 General Electric Company System and method for controlling and reducing NOx emissions
CN103209932B (zh) 2010-07-01 2015-11-25 亚历山大.法斯本德 废水处理
US8282901B2 (en) * 2010-07-08 2012-10-09 Air Products And Chemicals, Inc. Integration of catalytic CO2 oxidation and oxyfuel sour compression
US8869889B2 (en) 2010-09-21 2014-10-28 Palmer Labs, Llc Method of using carbon dioxide in recovery of formation deposits
US20120067054A1 (en) 2010-09-21 2012-03-22 Palmer Labs, Llc High efficiency power production methods, assemblies, and systems
GB201018227D0 (en) * 2010-10-28 2010-12-15 Doosan Power Systems Ltd Control system and method for power plant
US8689709B2 (en) 2011-05-04 2014-04-08 Southern Company Oxycombustion in transport oxy-combustor
WO2012159194A1 (en) * 2011-05-24 2012-11-29 Her Majesty The Queen In Right Of Canada As Represented By The Minister Of Natural Resources High pressure oxy-fuel combustion system (hiprox) bottoming cycle
US20120301834A1 (en) * 2011-05-24 2012-11-29 Her Majesty The Queen In Right Of Canada As Represented By The Minister Of Natural Resources High pressure oxy-fired combustion system
ES2574263T3 (es) 2011-11-02 2016-06-16 8 Rivers Capital, Llc Sistema de generación de energía y procedimiento correspondiente
EP2812417B1 (en) 2012-02-11 2017-06-14 Palmer Labs, LLC Partial oxidation reaction with closed cycle quench
RU2492332C1 (ru) * 2012-06-04 2013-09-10 Федеральное государственное бюджетное образовательное учреждение высшего профессионального образования "Национальный исследовательский университет "МЭИ" Способ интенсификации конденсации пара в конденсаторе паротурбинной установки
DE102012013414A1 (de) 2012-07-05 2014-05-08 Linde Aktiengesellschaft Verfahren und Vorrichtung zur Umwandlung von Energie
EP2703717B1 (en) * 2012-09-03 2016-05-18 Alstom Technology Ltd Method of operating an oxy-fuel boiler system
AU2013248180B2 (en) * 2012-10-31 2015-11-05 Alstom Technology Ltd An oxy-fuel boiler system and its operation
US8992843B2 (en) * 2013-01-07 2015-03-31 Umm Al-Qura University Catalytic converter for confined areas
US9533899B2 (en) 2013-03-12 2017-01-03 General Electric Company Gasification waste water treatment using air separation unit oxygen
JP2016512302A (ja) * 2013-03-15 2016-04-25 パルマー ラボ，エルエルシー 二酸化炭素循環作動流体を用いる高効率発電システムおよび方法
JP6250332B2 (ja) 2013-08-27 2017-12-20 ８ リバーズ キャピタル，エルエルシー ガスタービン設備
NO345882B1 (no) * 2014-05-13 2021-09-27 Aker Solutions As Termisk kraftanlegg uten CO2-utslipp
TWI657195B (zh) 2014-07-08 2019-04-21 美商八河資本有限公司 加熱再循環氣體流的方法、生成功率的方法及功率產出系統
US11231224B2 (en) 2014-09-09 2022-01-25 8 Rivers Capital, Llc Production of low pressure liquid carbon dioxide from a power production system and method
CA2960195C (en) 2014-09-09 2023-04-25 8 Rivers Capital, Llc Production of low pressure liquid carbon dioxide from a power production system and method
US11686258B2 (en) 2014-11-12 2023-06-27 8 Rivers Capital, Llc Control systems and methods suitable for use with power production systems and methods
US10961920B2 (en) 2018-10-02 2021-03-30 8 Rivers Capital, Llc Control systems and methods suitable for use with power production systems and methods
MA40950A (fr) 2014-11-12 2017-09-19 8 Rivers Capital Llc Systèmes et procédés de commande appropriés pour une utilisation avec des systèmes et des procédés de production d'énergie
EP3308004B1 (en) 2015-06-15 2021-09-29 8 Rivers Capital, LLC System and method for startup of a power production plant
AU2016315932B2 (en) 2015-09-01 2020-04-09 8 Rivers Capital, Llc Systems and methods for power production using nested CO2 cycles
KR102204443B1 (ko) 2016-02-18 2021-01-18 8 리버스 캐피탈, 엘엘씨 메탄화를 포함하는 동력 생산을 위한 시스템 및 방법
KR20180117652A (ko) 2016-02-26 2018-10-29 8 리버스 캐피탈, 엘엘씨 동력 플랜트를 제어하기 위한 시스템들 및 방법들
CN107263689B (zh) * 2016-04-06 2019-10-29 北新集团建材股份有限公司 一种干燥机余热回收利用系统及方法
JP6972013B2 (ja) 2016-04-21 2021-11-24 ８ リバーズ キャピタル，エルエルシー 炭化水素ガスの酸化のためのシステムおよび方法
EP3512925B1 (en) 2016-09-13 2022-03-30 8 Rivers Capital, LLC System and method for power production using partial oxidation
EP3714146B1 (en) 2017-08-28 2023-08-23 8 Rivers Capital, LLC Low-grade heat optimization of recuperative supercritical co2 power cycles
ES2970038T3 (es) 2018-03-02 2024-05-24 8 Rivers Capital Llc Sistemas y métodos para la producción de energía usando un fluido de trabajo de dióxido de carbono

Family Cites Families (34)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
FR978467A (fr) * 1942-09-15 1951-04-13 Ile D Etudes Thermo Mecaniques Chaudière à vapeur alimentée en gaz comburant à pression élevée
US2802114A (en) 1955-06-15 1957-08-06 Foster Wheeler Corp Method and apparatus for the generation of power
CH476208A (de) 1967-07-27 1969-07-31 Sulzer Ag Gasturbinenanlage mit CO2 als Arbeitsmittel
US3628332A (en) 1970-04-16 1971-12-21 John J Kelmar Nonpolluting constant output electric power plant
US3736745A (en) * 1971-06-09 1973-06-05 H Karig Supercritical thermal power system using combustion gases for working fluid
US3779212A (en) 1972-05-12 1973-12-18 Rockwell International Corp Non-polluting steam generator system
US4074981A (en) * 1976-12-10 1978-02-21 Texaco Inc. Partial oxidation process
US4132065A (en) * 1977-03-28 1979-01-02 Texaco Inc. Production of H2 and co-containing gas stream and power
US4202167A (en) 1979-03-08 1980-05-13 Texaco Inc. Process for producing power
US4277944A (en) 1979-10-10 1981-07-14 Westinghouse Electric Corp. Method and apparatus for regeneratively superheating auxiliary steam
US4498289A (en) 1982-12-27 1985-02-12 Ian Osgerby Carbon dioxide power cycle
US4602483A (en) 1985-03-08 1986-07-29 Southwestern Public Service Company Coal slurry system
US4999995A (en) 1986-08-29 1991-03-19 Enserch International Investments Ltd. Clean electric power generation apparatus
GB2196016B (en) 1986-08-29 1991-05-15 Humphreys & Glasgow Ltd Clean electric power generation process
DE3644192A1 (de) 1986-12-23 1988-07-07 Rhein Westfael Elect Werk Ag Kraftwerksanlage
DE3731627A1 (de) 1987-09-19 1989-03-30 Klaus Prof Dr Ing Dr In Knizia Verfahren zur leistungsregelung eines kohlekombiblocks mit integrierter kohlevergasung und nach dem verfahren betriebenes kohlekraftwerk
US4831817A (en) 1987-11-27 1989-05-23 Linhardt Hans D Combined gas-steam-turbine power plant
DE3921439A1 (de) 1989-06-27 1991-01-03 Siemens Ag Kombinierter gas-dampfturbinenprozess mit kohlevergasung
US5247791A (en) 1989-10-25 1993-09-28 Pyong S. Pak Power generation plant and power generation method without emission of carbon dioxide
US5175995A (en) 1989-10-25 1993-01-05 Pyong-Sik Pak Power generation plant and power generation method without emission of carbon dioxide
JP2954972B2 (ja) 1990-04-18 1999-09-27 三菱重工業株式会社 ガス化ガス燃焼ガスタービン発電プラント
US5117635A (en) * 1990-08-06 1992-06-02 Westinghouse Electric Corp. High power density propulsion/power system for underwater applications
US5218815A (en) 1991-06-04 1993-06-15 Donlee Technologies, Inc. Method and apparatus for gas turbine operation using solid fuel
DE69233289T2 (de) 1991-10-09 2004-11-04 The Kansai Electric Power Co., Inc. Rückgewinnung von Kohlendioxid aus Verbrennungsabgas
SE9202155L (sv) 1992-07-13 1993-08-16 Bal Ab Kombinerad foerbraennings- och avgasreningsanlaeggning
DE4302486A1 (de) 1993-01-29 1994-08-04 Abb Patent Gmbh Verfahren und Vorrichtung zum Betrieb des Wasser-Dampf-Kreislaufs eines Wärmekraftwerkes
US5403366A (en) * 1993-06-17 1995-04-04 Texaco Inc. Partial oxidation process for producing a stream of hot purified gas
US5345756A (en) 1993-10-20 1994-09-13 Texaco Inc. Partial oxidation process with production of power
DE4407619C1 (de) 1994-03-08 1995-06-08 Entec Recycling Und Industriea Verfahren zur schadstoffarmen Umwandlung fossiler Brennstoffe in technische Arbeit
US5491968A (en) 1994-03-21 1996-02-20 Shouman; Ahmad R. Combustion system and method for power generation
US5724805A (en) 1995-08-21 1998-03-10 University Of Massachusetts-Lowell Power plant with carbon dioxide capture and zero pollutant emissions
US5906806A (en) 1996-10-16 1999-05-25 Clark; Steve L. Reduced emission combustion process with resource conservation and recovery options "ZEROS" zero-emission energy recycling oxidation system
US5964085A (en) 1998-06-08 1999-10-12 Siemens Westinghouse Power Corporation System and method for generating a gaseous fuel from a solid fuel for use in a gas turbine based power plant
US6196000B1 (en) * 2000-01-14 2001-03-06 Thermo Energy Power Systems, Llc Power system with enhanced thermodynamic efficiency and pollution control

Also Published As

Publication number Publication date
ATE551501T1 (de) 2012-04-15
CA2397306A1 (en) 2001-07-19
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