TW201412377A - 用於ｃｏ２捕捉／利用和ｎ２製造之變壓吸附與發電廠的整合 - Google Patents

用於ｃｏ２捕捉／利用和ｎ２製造之變壓吸附與發電廠的整合 Download PDF

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Abstract

本發明係提供混合循環的發電且在發電期間降低或削減排放的系統及方法。使用變換吸附方法可將來自發電燃燒反應之循環的排氣分離，以產生高純度的CO2流，且降低/最小化分離所需的能量且不需降低該排氣的溫度。此可增進能量回收，也產生高純度的二氧化碳及氮流。

Description

用於CO 2 捕捉/利用和N 2 製造之變壓吸附與發電廠的整合
在各種方面中，本發明係關於具有將所得排放氣加以分離及/或捕捉之低排放的發電。
排放自發電廠的氣體捕捉為逐漸吸引人的領域。以燃燒石油產品為基礎的發電廠產生二氧化碳之反應副產物。在過去於燃燒後此二氧化碳釋放至大氣中。然而，逐漸變得希望確認出對燃燒期間所產生的二氧化碳找尋替代使用的方法。
混合循環發電廠提供以石油產品或其他碳系燃料燃燒而產生電力之有效率方法。混合循環發電廠可操作起始的燃燒反應，以驅動多個渦輪供產生電力，導致更有效率的發電。然而，因為需要外加的能量以捕捉/或隔離該二氧化碳，習用之捕捉二氧化碳的方法容易降低產生電力的效率。
PCT國際公告No.WO/2012/003079說明使用以燃燒碳系燃料為基礎之混合循環發電廠產生電力的系統及方法。該系統及方法包括在燃燒反應中使用燃料對氧的化學計量比例，以及將燃燒的排氣循環作為燃燒反應的部分輸入。該燃燒產物以吹掃氣流抽取出該系統。例如使用如碳酸鉀的溶劑移除吹掃氣流中的CO2。
U.S.專利No.6,902,602說明以變換吸附執行分離的方法，其中希望最大程度地降低或避免待分離氣流中的其中一種成份與用以吹掃該變換吸附設備的氣流成份之間的交互作用。以自合成氣流中分離出氫及二氧化碳作為實例，其中希望避免氫產物流與來自一般含氧吹掃氣流之任何氧的污染。該分離方法包括在分離期間使用一或多個緩衝氣體步驟，其中與任何其他成份不同之緩衝物係用於預防分離方法步驟之間的污染。
U.S.公告專利申請案No.2012/0125194說明CO2捕捉的自動熱循環。燃燒排氣與吸附劑床接觸以吸附CO2。接著將該吸附劑與含有蒸汽的氣體接觸，以移除該CO2。所得含有蒸汽及CO2的輸出氣體輸送至蒸氣再壓縮系統，以回收H2O、CO2、及熱。回收的H2O及熱再用以提供該吹掃氣體所用的蒸氣。回收CO2所需蒸氣吹掃氣體的量揭示為每莫耳輸入進氣約1莫耳的蒸汽。文中揭示其煙道氣體輸入進料中之CO2含量為15莫耳%或更低。因此，文中揭示其蒸汽/CO2莫耳比為每莫耳CO2至少約6莫耳的蒸汽。文中揭示該方法回收燃燒排氣中至少90%的 碳作為部分輸出氣體。
其他可能的相關公開文獻可尤其包括U.S.專利申請案公開No.20120318533、歐洲專利申請案No.EP 2220338、Reijers等人的文章Ind.Eng.Chem.Res.,2009,48,6966、及Wright等人的文章Energy Procedia,2011,4,1457。
本發明的一個方面為關於一種發電的方法，其包含：在主要壓縮機中將循環的排氣壓縮，以產生經壓縮的循環排氣，該經壓縮的循環排氣的循環溫度自約400℃至約500℃且循環壓力自約10bara(約1.0MPaa)至約30bara(約3.0MPaa)，該循環的排氣包含至少約70重量%的N2及至少約10重量%的CO2；在入口壓縮機中將富集的空氣壓縮，以產生經壓縮的氧化劑；將第一部份該經壓縮的循環排氣通過進入燃燒室；在燃燒室中且在該第一部份經壓縮的循環排氣存在下，化學計量地燃燒該經壓縮的氧化劑及燃料，藉以產生排放流，其中該第一部份經壓縮的循環排氣作為稀釋劑，其係配置以緩和該排放流的溫度；在膨脹機中將該排放流膨脹至至少部份地驅動該主要壓縮機及產生該循環的排氣；將第二部份該循環排氣通過進入包含吸附劑物質的變換吸附反應器中；在吸附溫度與該循環溫度的差異低於約20℃及吸附壓力與該循環壓力差異低於約1bar(約0.1MPa)之情況下，使CO2吸 附在該吸附劑物質上；自反應器的前端回收純度至少約95重量%的N2流，該回收的N2流之壓力與分離壓力的差異低於約0.5bar(約50kPa)；藉由自該反應器的至少一端輸出下吹流，降低該變換吸附反應器中的壓力至約1.0bara(約0.1MPaa)至約3.0bara(約0.3MPaa)的壓力；及以壓力自約1.0bara(約0.1MPaa)至約3.0bara(約0.3MPaa)的吹掃用蒸汽吹掃該變換吸附反應器，以產生CO2回收流，該CO2回收流包含該第二部份循環的排氣中所含有之CO2的至少約90%，以該第二部份的循環排氣中每莫耳CO2計該吹掃用蒸汽含有低於1.0莫耳(例如低於約0.8莫耳)的H2O。
本發明的另一方面為關於一種由反應器排氣流製造N2及CO2的方法，其包含：將包含至少約70重量%的N2及至少約10重量%的CO2的反應器排氣流通過進入包含吸附劑物質的變換吸附反應器中，該反應器排氣流的壓力介於約10bara(約1.0MPaa)至約30bara(約3.0MPaa)之間；在吸附溫度至少為400℃之情況下，使CO2吸附在該吸附劑物質上；自反應器的前端回收純度至少約95重量%的N2流，該回收的N2流之壓力與該反應器排氣流的壓力差異約0.5bar(約50kPa)或更低；藉由自該反應器的至少一端輸出下吹流，降低該變換吸附反應器中的壓力至約1.0bara(約0.1MPaa)至約3.0bara(約0.3MPaa)的壓力；及以壓力自約1.0bara(約0.1MPaa)至約3.0bara(約0.3MPaa)的吹掃用蒸汽吹掃該 變換吸附反應器，以產生CO2回收流，該CO2回收流包含該反應器排氣流中所含有之CO2的至少約90%，以該反應器排氣流中每莫耳CO2計該吹掃用蒸汽含有低於約1.0莫耳(例如低於約0.8莫耳)的H2O。
而本發明的另一方面為關於一種由反應器排氣流製造N2及CO2的方法，其包含：將循環的排氣壓縮，以產生經壓縮的循環排氣，該經壓縮的循環排氣的循環溫度自約400℃至約500℃且循環壓力自約10bara(約1.0MPaa)至約30bara(約3.0MPaa)，該循環的排氣包含至少約70重量%的N2及至少約10重量%的CO2；於循環變壓吸附方法中自至少一部份該壓縮的循環排氣中的N2分離出CO2，該方法循環包含：將至少一部份該經壓縮的循環排氣通過進入包含吸附劑物質的變換吸附反應器中，該反應器排氣流的壓力介於約10bara(約1.0MPaa)至約30bara(約3.0MPaa)之間；在吸附溫度與該循環溫度的差異低於約20℃及吸附壓力與該循環壓力差異低於約1bar(0.1MPa)之情況下，使CO2吸附在該吸附劑物質上；自反應器的前端回收純度至少約95重量%的N2流，該回收的N2流之壓力與反應器排氣流的壓力差異約0.5bar(約50kPa)或更低，該回收的N2流之溫度與循環的溫度差異為20℃或更低；藉由自該反應器的至少一端輸出下吹流，降低該變換吸附反應器中的壓力至約1.0bara(約0.1MPaa)至約3.0bara(約0.3MPaa)的壓力；及以壓力自約1.0bara(約0.1MPaa)至約3.0 bara(約0.3MPaa)的吹掃用蒸汽吹掃該變換吸附反應器，以產生CO2回收流，該CO2回收流包含該反應器排氣流中所含有之CO2的至少約90重量%，以該反應器排氣流中每莫耳CO2計該吹掃用蒸汽含有低於約1.0莫耳(例如低於約0.8莫耳)的H2O；及將該CO2回收流分離成CO2產物流及水，該CO2產物流含有至少約90重量%的CO2，其中至少一部份該經壓縮的循環排氣及該吹掃用蒸汽構成在方法循環期間導入該變換吸附反應器中的氣體之至少約95重量%。
102‧‧‧氣體渦輪系統
104‧‧‧主要壓縮機
106‧‧‧膨脹機
108‧‧‧軸
110‧‧‧燃燒室
112‧‧‧管線
114‧‧‧管線
116‧‧‧管線
118‧‧‧入口壓縮機
120‧‧‧管線
122‧‧‧管線
124‧‧‧排氣循環系統
126‧‧‧熱回收蒸汽發電機
128‧‧‧蒸汽氣體渦輪
130‧‧‧管線
132‧‧‧管線
134‧‧‧第一冷卻單元
136‧‧‧第二冷卻單元
138‧‧‧水漏失流
140‧‧‧經冷卻的循環氣流
141‧‧‧管線
142‧‧‧增壓壓縮機
143‧‧‧水漏失流
144‧‧‧管線
145‧‧‧管線
146‧‧‧吹掃流
148‧‧‧CO2分離器
150‧‧‧管線
151‧‧‧殘餘流
152‧‧‧膨脹機
154‧‧‧軸
156‧‧‧管線
158‧‧‧馬達
圖1示意顯示以碳系燃料的燃燒為基礎產生電力之混合的循環系統實例。
圖2示意顯示變壓吸附方法的結構。
圖3顯示實例4之CO2純度對吹掃用蒸汽含量的圖。
圖4以圖形顯示槽之間無相互連接的3容槽吸附配置的循環設置。
圖5以圖形顯示槽之間無相互連接的4容槽吸附配置的循環設置。
圖6以圖形顯示槽之間有一些程度相互連接的4容槽吸附配置的循環設置。
以各種方面，提供使用渦輪發電的系統及方法，且在發電期間能降低及/或削減排放氣。在混合循環發電系統中，自氣體渦輪的燃燒反應的煙道氣也可用以驅動蒸汽渦輪。該煙道氣可再循環供用作為對氣體渦輪的一部份輸入。一部份該循環的排氣可有效地分離，以產生高純度的二氧化碳流，且降低及/或最小化分離所需的能量，且不需降低該煙道氣的溫度。此可使其他(例如剩餘的)部份循環的排氣(通常主要成份為氮)用以產生額外的電力，例如無需調整循環的排氣壓力及/或溫度，以適應二氧化碳分離方法所需的條件。因此，混合循環系統可實現改良的能量回收，也產生相當高純度的二氧化碳及氮流。
多種系統結構及處理條件可貢獻至低排放的發電，且該排放也可有效地分離及/或捕捉供進一步使用。例如，可選擇燃燒器至氣體渦輪的輸入氣流，使具有想要的組成物，例如燃料對氧大致為化學計量比例。具有燃料對氧大致為化學計量比例可降低燃燒後氣體輸出中所含未反應氧的量。此可促使其他燃燒產物的分離，以及可能降低/消除NOx物種的產生。更通常的是，所欲進料之大致為化學計量的燃燒反應可導致排氣主要含有CO2、N2、及H2O。
可貢獻至具低排放的發電且其排放可有效分離及/或捕捉之系統結構及/或方法條件的另一實例可包括使用循環的排氣作為一部份的輸入氣流。該由燃燒方法離 開的氣流可有利地用以驅動氣體渦輪。在驅動氣體渦輪之後，此氣流相當於排氣。該排氣可用於混合的循環結構，使用熱交換器自排氣抽取熱以驅動蒸汽渦輪。在移除水之後，可再將此排氣循環供使用作為一部份的輸入氣流。該排氣可有利地具有相對於環境空氣之高體積百分比的CO2，其也可輔助選擇對燃燒反應的輸入氣流的CO2含量。控制燃燒產物中CO2的量，可有利於加強自燃燒反應所捕捉的能源輸出。
將所有排氣加以循環可使排氣中所有的碳維持在單一流中，直到該流可轉移至碳捕捉方法。雖然通常可能需要將少於所有該循環的排氣對燃燒的輸入氣流提供額外的氣體。結果，可轉移任何過量的排氣，例如分離成高純度的CO2及N2氣流。方法中執行此轉移的方便位置可在該循環的排氣已經調整而達到至燃燒的輸入氣流所希望的溫度及壓力之後。在此點處，可希望進行CO2及N2的分離，且降低/最小化因溫度/壓力降低導致的能量損失量。例如，用於分離CO2及N2的一般溶劑方法需要降低循環的排氣之溫度。對該習用的溶劑方法而言，為了儘可能保留N2流中的越多的能量，可使用熱交換器以自該循環的排氣將熱轉移至經分離的N2流。
於某些方面，可使用變壓吸附(PSA)方法進行CO2及N2分離，以在對燃燒反應的輸入氣流的溫度及壓力下分離CO2及N2。使用變壓吸附以進行該分離可使回收例如該循環的排氣中至少約60%(如至少約65%、至 少約70%、至少約75%、至少約80%、至少約85%、至少約90%、至少約95%、至少約97%、至少約98%、至少約99%、至少約99.3%、或至少約99.5%)的CO2，例如且同時也產生具有至少約90%純度(例如至少約93%純度、至少約95%純度、至少約97%純度、至少約98%純度、或至少約99%純度)的N2流及/或具有至少約80%純度(例如至少約85%純度、至少約90%純度、至少約95%純度、至少約97%純度、至少約98%純度、至少約99%純度、至少約99.3%純度、或至少約99.5%純度)的CO2流。
在各種方面，可選擇PSA反應槽的操作條件，以促進發電方法且仍然有效地捕捉排氣。使用相對高溫的PSA可保留循環的排氣之N2部份的能量含量，以使該N2氣流可用以驅動額外的渦輪以產生電力。相較之情況下，CO2分離的習用分離方法(例如溶劑分離)一般需要調整蒸汽溫度及/或壓力以促進該分離。因此，取代在處理該排氣之前需要能量以調整循環的排氣，而使用PSA反應器可使該捕捉方法調整成符合發電用的操作條件。
也可使用方法循環以進行該高溫PSA，避免需要高溫蒸汽及/或另一能量密集的吹掃氣體。此可使回收高純度的CO2，且降低/最小化因排氣捕捉而損失的能量。
具低排放發電之混合的循環方法
在各種方面，提供發電的系統及方法，且同時控制及/或捕捉在發電期間所產生的排放。發電的一個目標為儘可能有效率地使用輸入進料(例如燃料)，使得對給定量的燃料及/或設備可增加/最佳化發電。以有效發電的條件為基礎，排放的控制/捕捉的目標可為提供排放的有效捕捉而且同時降低/最小化對發電條件的改變。
如在此所用，詞語「化學計量的燃燒」係指具含有燃料及氧化劑的反應物之體積及因反應物燃燒所形成產物的體積之燃燒反應，其中實質上整個體積的反應物係用以形成產物。如在此所用，詞語「實質上化學計量的燃燒」係指具燃燒燃料對氧的莫耳比例範圍自正至負約10%的燃燒反應，例如化學計量比例所需的氧之自約正至負約5%。例如，燃料對氧的化學計量比例就甲烷而言為1：2(CH4+2O2 CO2+2H2O)，而丙烷應具有燃料對氧的化學計量比例為1：5。測量實質上化學計量燃燒的另一方法可為供給的氧對化學計量燃燒所需的氧的比例，例如自約0.9：1至約1.1：1或自約0.95：1至約1.05：1。
於某些方面，在此所描述的方法可用以製造超低排放的電力及對加強油回收(EOR)、加強烴回收(EHR)、及/或隔離/捕捉應用的CO2；在此情況下，EOR/EHR的方法條件可與隔離/捕捉應用類似或可略微不同。以一種或多種方面，氧富集的氣體(例如富集的空氣)與燃料的混合物可化學計量或實質上化學計量燃燒且同時與循環的排氣流混合。該循環的排氣流通常包括如 CO2的燃燒產物，其可使用作為稀釋劑，以控制、調整、及/或另一方面緩和燃燒溫度，及該排氣進入後續的膨脹機。使用氧富集的結果，該循環的排氣可具有增加的CO2含量，藉以使膨脹機對相同的入口與排放溫度在甚至較高的膨脹率下操作，以產生明顯增加的能量。
以商業氣體渦輪於化學計量條件或實質上化學計量條件下(例如「略微豐富」的燃燒)燃燒可證明有利於消除過量氧移除的成本。將排氣冷卻及將水自經冷卻的排放流冷凝出來，可產生相對高含量的CO2排放流。而一部份循環的排氣在密閉的布萊頓(Brayton)循環中可用於溫度緩和，剩餘的吹掃流可用於EOR及/或加強烴回收應用及/或可在少量或無硫氧化物(SOx)、氮氧化物(NOx)、及/或CO2排放至大氣以製造電能。此方法的結果可包括在三個分開的循環中製造動力及製造額外的CO2。以一些方面，進行化學計量燃燒可使產生實質上由CO2、H2O、及N2所組成的排氣流。實質上由CO2、H2O、及N2所組成的排氣流係定義為含有約5莫耳%或更低的其他氣體分子，例如約2.5莫耳%或更低、或約1莫耳%或更低的排氣流。
圖1說明根據一個或多個具體實例之使用混合的循環配置的發電和CO2回收之整合系統100的示意圖。在至少一個具體實例中，發電系統100可包括以產生電力之密閉的布萊頓循環為特徵之氣體渦輪系統102。該氣體渦輪系統102可具有經由軸108與膨脹機106連接的 第一或主要壓縮機104。該軸108可為任何機械、電力、及/或其他動力連接，以使由膨脹機106產生的一部份機械能驅動該主要壓縮機104。在至少一個具體實例中，該氣體渦輪系統102可為標準的氣體渦輪，其中該主要壓縮機104及膨脹機106分別形成壓縮機及膨脹機的末端。然而，在其他具體實例中，主要壓縮機104及膨脹機106可為系統102的個別化元件。
該氣體渦輪系統102也可包括燃燒室110，其係配置以將與經由管線114導入的氧化劑混合之經由管線112導入的燃料燃燒。在一個或多個具體實例中，管線112中的燃料可包括任何適合的烴氣體或液體，例如天然氣、甲烷、乙烷、石油腦、丁烷、丙烷、合成氣、柴油、油母質、航空用燃料、煤衍生的燃料、生質燃料、加氧烴進料、或其任何組合。該經由管線114的氧化劑可衍生自以流體連接至燃燒室110及調適以將經由管線120導入的進料氧化劑加以壓縮的第二或入口壓縮機118。在一個或多個具體實例中，該在管線120中的進料氧化劑可包括大氣空氣、富集的空氣、或其組合。當管線114中的氧化劑包括大氣空氣及富集的空氣之混合物時，該富集的空氣可在與大氣空氣混合之前及/或之後以入口壓縮機118加以壓縮。該富集的空氣之總氧濃度可為至少約30重量%、例如至少約35重量%、至少約40重量%、至少約45重量%、至少約50重量%、自約30重量%至約70重量%、自約30重量%至約65重量%、自約30重量%至約60重量 %、自約30重量%至約55重量%、自約30重量%至約50重量%、自約35重量%至約70重量%、自約35重量%至約65重量%、自約35重量%至約60重量%、自約35重量%至約55重量%、自約35重量%至約50重量%、自約40重量%至約70重量%、自約40重量%至約65重量%、自約40重量%至約60重量%、自約40重量%至約55重量%、自約40重量%至約50重量%、自約45重量%至約70重量%、自約45重量%至約65重量%、自約45重量%至約60重量%、自約45重量%至約55重量%、自約45重量%至約50重量%、自約50重量%至約70重量%、自約50重量%至約65重量%、或自約50重量%至約60重量%。
該富集的空氣可衍生自數種來源之任何一者或多者，包括在入口壓縮機118的上游進行各種技術，以製造該富集的空氣。例如該富集的空氣可衍生自如薄膜分離、變壓吸附、變溫吸附、氮工廠的副產物流、及/或其組合的分離技術。該富集的空氣可另外或衍生自用於製造氮以維持壓力或其他用途的空氣分離單元(ASU)，例如低溫ASU。ASU的排除流可為富含氧，例如總氧含量為約50重量%至約70重量%。此排除流可至少用作為一部份的富集空氣，且若需要隨後以未處理的大氣空氣加以稀釋，以獲得想要的氧濃度以供應用。
以下將更詳細地描述，燃燒室110也可接收管線144中之經壓縮的循環排氣，包括主要具有CO2及氮 成份的排氣循環。管線144中之經壓縮的循環排氣可衍生自主要壓縮機104，並藉由緩和燃燒產物的溫度而調適以幫助促進管線114中經壓縮的氧化劑及管線112中的燃料之化學計量或實質上為化學計量的燃燒。可體會的是，將該排氣循環可用以增加排氣中之CO2的濃度。
在管線144中經壓縮的循環排氣存在之情況下，可以管線112中的燃料與管線114中經壓縮的氧化劑之燃燒產物的形式而產生導向膨脹機106入口之管線116的排氣。在至少一個具體實例中，管線112中的燃料可主要為天然氣，因而產生經由管線116的排放物或排氣，其可包括體積部份的氣化水、CO2、氮、氮氧化物(NOx)、及硫氧化物(SOx)。在一些具體實例中，因為燃燒平衡的限制，管線112中少部份未燃燒的燃料或其他化合物也可存在於管線116中的排氣中。當管線116中的排氣通過膨脹機106而膨脹時，其可產生機械動力以驅動主要壓縮機104、發電機、及/或其他設施，且也可製造管線122中的氣態排氣，且其由於管線144中經壓縮循環排氣的入流，而具有提高的CO2含量。在一些實施例中，可將膨脹機106調適以製造可使用於其他用途之額外的機械動力。
另外或可替代的，發電系統100可包括排氣循環(EGR)系統124，其可包括熱回收蒸汽發電機(HRSG)126，或類似的設備，其以流體連接至蒸汽氣體渦輪128。在至少一個具體實例中，HRSG 126與蒸汽 氣體渦輪128的組合之特徵可為產生動力的密閉藍金(Rankine)循環。與氣體渦輪系統102組合時，HRSG 126及蒸汽氣體渦輪128可形成混合循環發電廠的一部份，例如天然氣混合循環(NGCC)廠。管線122中的氣態排氣可導入HRSG 126，以產生經由管線130中的蒸汽及管線132中之經冷卻的排氣。另外或可替代的，管線130中的蒸汽可送至蒸汽氣體渦輪128以產生額外的電力。
管線132中之經冷卻的排氣可送至第一冷卻單元134，其經調適以將管線132中之經冷卻的排氣冷卻及產生經冷卻的循環氣流140。第一冷卻單元134可包括例如一個或多個接觸式冷卻器、蛇行管冷卻器、蒸發式冷卻單元、或其任何組合。第一冷卻單元134可另外或替代地調適以經由水漏失流138自管線132中之經冷卻的排氣移除一部份任何的凝結水。在至少一個具體實例中，水漏失流138可經由管線141流至HRSG 126，以對管線130中之額外的蒸汽產生提供水源。另外或可替代的，經由水漏失流138所回收的水可用於其他下游的應用，例如補充的熱交換方法。
在大部分的具體實例中，可將經冷卻的循環氣流140導向增壓壓縮機142。在第一冷卻單元134中將管線132中之經冷卻的排氣冷卻可降低在增壓壓縮機142中將經冷卻的循環氣流140壓縮所需的動力。與習用的風扇或鼓風機系統相反，增壓壓縮機142可配置成壓縮且因 此增加經冷卻的循環氣流140的總密度，藉以將管線145中之經加壓的循環氣體導向下游，在此管線145中之經加壓的循環氣體可因此對相同體積流表現出增加的質量流率。此可證明是有利的，因為主要壓縮機104可為體積流限制的，且引導更多質量流通過主要壓縮機104可導致較高的排放壓力，如此通過膨脹機106而轉化成較高的壓力比例。通過膨脹機106所產生的較高壓力比例可容許較高的入口溫度，且所以增加膨脹機106的動力及/或效率。可體會的是，此可證明是有利的，因為管線116中之富CO2的排氣通常可維持較高的比熱容量。
因為主要壓縮機104的抽吸壓力通常可為其抽吸溫度的函數，冷卻器的抽吸溫度對相同的質量流通常可要求較低動力來操作主要壓縮機104。結果管線145中之經加壓的循環氣體可任意地導至第二冷卻單元136，例如其可包括一個或多個直接接觸的冷卻器、蛇行管冷卻器、蒸發式冷卻單元、或其任何組合。在至少一個具體實例中，該第二冷卻單元136可作為後冷卻器，其經調適以移除由增壓壓縮機142對管線145中之經加壓的循環氣體所產生的壓縮熱之至少一部份。該第二冷卻單元136可另外或替代地經由水漏失流143來抽取額外的凝結水。在一些該具體實例中，水漏失流138、143可匯流成流141，並可或不流至HRSG 126，以經由管線130在其中產生額外的蒸汽。在此僅說明第一及第二冷卻單元134、136，在不偏離本揭示的範圍內，可使用任何想要數目的冷卻單 元，以適合許多的應用。
主要壓縮機104可經配置成接收及壓縮管線145中之經加壓的循環氣體至相同或高於燃燒室110的壓力之標稱壓力，藉以產生管線144中之經壓縮的循環排氣。可體會的是，在增壓壓縮機142中壓縮之後，於第二冷卻單元136中將管線145中之經加壓的循環氣體冷卻可使得進入主要壓縮機104的排氣之體積質量流增加。結果，此可降低將管線145中之經加壓的循環氣體壓縮至預定壓力所需的動力量。
在許多具體實例中，可自管線144中之經壓縮的循環排氣回收吹掃流146，且隨後在CO2分離器148中處理以經由管線150捕捉高壓下的CO2。較佳的是，該CO2分離器可為變壓吸附單元，如以下進一步的詳述。管線150中之該經分離的CO2可供銷售，用於其他需要CO2的方法中，及/或進一步壓縮並注入陸地貯存區供加強油回收(EOR)、加強烴回收(EHR)、隔離、或其他用途。因為管線112中的燃料與自增壓壓縮機142的增壓壓力混合之化學計量或實質上為化學計量燃燒，吹掃流146中的CO2分壓可甚高於習用的氣體渦輪排氣中的CO2分壓。
殘餘流151基本上已耗盡CO2且主要由氮所組成，可另外或替代地衍生自CO2分離器148。在一些具體實例中，殘餘流151可導入氣體膨脹機152，經由管線156提供動力及經膨脹解壓的氣體、或排氣。膨脹機152 可為例如產生動力的氮膨脹機。如所述，氣體膨脹機152可任意地經由共用軸154或其他機械、電力、或其他動力連接而連接至入口壓縮機118，以使氣體膨脹機152產生的一部份動力驅動入口壓縮機118。然而，在系統100啟動期間及/或在一般操作期間，當氣體膨脹機152無法供應所有需要的動力以操作入口壓縮機118時，至少一個馬達158、例如電動馬達可與氣體膨脹機152協同使用。例如，可合理地變換馬達158的尺寸，以使在系統100的正常操作期間，馬達158可配置成供應氣體膨脹機152短差的動力。然而，在其他具體實例中，氣體膨脹機152可用以對其他應用提供動力，且並未直接連接至入口壓縮機118。例如，在膨脹機152所產生的動力與壓縮機118的需求之間可能有實質的錯誤匹配。在此情況下，膨脹機152可經調適以驅動可能需求較少(或較多)動力之較小(或較大)的壓縮機(未示出)。
管線156中之經膨脹解壓的氣體主要係由乾氮氣所組成，可自氣體膨脹機152排放。在至少一個具體實例中，氣體膨脹機152、入口壓縮機118、及CO2分離器148的組合之特徵可為開放的布萊頓循環，及/或發電系統100的第三個產生動力的部件。將殘餘流151中的氮氣膨脹之習用的系統及方法與彼之變化相信對熟悉本技藝者為已知，因此不在此討論。
另外或可替代的，氣體膨脹機152可以下游壓縮機158取代及/或補足。至少一部份(及至多全部) 的殘餘流151可在下游壓縮機中壓縮，以經由管線160產生經壓縮的排氣，其可適用於注入供壓力維持應用的貯存區。在甲烷氣體通常重新注入烴井以維持井壓力的應用中，將殘餘流151壓縮證明為有利的。例如，管線160中之經加壓的氮氣反而可注入烴井中，且任何殘餘的甲烷氣體可販售或使用作為例如管線112中相關應用中的燃料。
藉由使用富集的空氣作為管線114中之經壓縮的氧化劑並在增壓壓縮機142中使排氣加壓，發電系統100可達到排氣中較高濃度的CO2，以使CO2分離及捕捉更有效。在此揭示的具體實例例如可有效增加管線116中之排氣中的CO2濃度至CO2濃度範圍自約10重量%至約20重量%。為達到此CO2濃度，燃燒室110可經調適以將管線112中的燃料與管線114中之經壓縮的氧化劑的進料混合物以化學計量或實質上為化學計量地燃燒，其中該管線114中之經壓縮的氧化劑可包括氧含量大於約21重量%的氣流，例如富集的空氣，例如總氧濃度約30重量%、約35重量%、約40重量%、約45重量%、或約50重量%。
為了緩和化學計量燃燒的溫度並符合膨脹機106的入口溫度及部件冷卻需求，衍生自管線144中之經壓縮的循環排氣之具有增加的CO2含量的排氣之一部分可注入燃燒室110作為稀釋劑。因此，本揭示具體實例可基本上消除自管線116中的排氣的過量氧，且有利地增加其CO2濃度，例如達約20重量%或任意地更高。如此，管線 122中的氣態排氣可具有低於約3.0重量%的氧，例如低於約1.0重量%的氧、低於約0.1重量%的氧、或低於約0.01重量%的氧。
具有增加的CO2濃度的至少一個利益可為膨脹機106對相同入口及排放溫度可以甚至較高的膨脹比例操作，且可藉以製造增加的動力。此可因為相對於環境空氣中所發現氮，CO2有較高的熱容。於一種或多種方面，膨脹機106的膨脹比例可增加自約17.0至約20.0，分別相當於約10重量%及約20重量%的CO2循環流。例如，可使用具有約35重量%的氧之富集的空氣，以達到在CO2循環流中有約20重量%。
在循環氣體中具有增加的CO2濃度之額外或可替代的效益可包括、但不限於將經抽取的吹掃流146中增加的CO2濃度使用於CO2分離。因為其增加的CO2濃度，吹掃流146不需大到如同為抽取所需的CO2量。例如，操作CO2分離抽取的設備可較小，包括其管線、熱交換器、閥、吸收塔等。而且，增加的CO2濃度可增進CO2移除技術的成效，包括使用低能量分離方法，例如使用較少能量密集的溶劑，不然其難以達成。結果，可大幅降低捕捉CO2的基本建設支出。
現在將討論系統100的操作實例。應可體會的是，在此揭示的任何具體實例的各種部件中所達到/遭遇的特定溫度及壓力除了其他因子以外，可視使用的氧化劑純度及/或膨脹機、壓縮機、冷卻器等的特定製造商及/ 或型式而改變。於是，應可體會的是在此所述的特殊數據僅供示意目的，且不應視其為唯一的解釋。在一具體實例中，入口壓縮機118可提供管線114中之經壓縮的氧化劑於壓力介於約280psia(約1.9MPaa)及約300psia(約2.1MPaa)之間。然而，在此也設想到空氣衍生的氣體渦輪技術，其可製造及消耗壓力達約750psia(約5.2MPaa)及更高。
主要壓縮機104可配置以於標稱壓力為或高於燃燒室110的壓力下，將循環的排氣循環與壓縮進管線144中之經壓縮的循環排氣中，及使用一部分循環的排氣作為燃燒室110中的稀釋劑。因為燃燒室110中所需要稀釋劑的量可視供化學計量燃燒使用的氧化劑純度或膨脹機106的特定型式/設計而定，熱偶環及/或氧感測器(未示出)可配置在膨脹機106的出口上。在操作時，該熱偶及/或氧感測器可調適以調節及決定將燃燒產物冷卻至所需的膨脹機入口溫度所需之作為稀釋劑的排氣之體積，且也可提供反饋以調節待注入燃燒室110中氧化劑的量。因此，回應熱偶偵測的熱需求及/或氧感測器偵測的氧濃度，管線144中之經壓縮的循環排氣的體積質量流及管線114中之經壓縮的氧化劑可往上或往下操作以追蹤需求。
在至少一個具體實例中，在化學計量或實質上為化學計量燃燒期間，整個燃燒室110可遭遇約12-13psi(約83-90kPa)的壓降。管線112中之燃料與管線114中之經壓縮的氧化劑的燃燒可產生溫度介於約2000℉ (約1093℃)及約3000℉(約1649℃)之間且壓力範圍自約250psia(約1.7MPaa)至約300psia(約2.1MPaa)。如上述，因為衍生自管線144中之經壓縮的循環排氣之富CO2排氣具增加的質量流及較高的比熱容量，整個膨脹機106可達到較高的壓力比例，因而允許有較高的入口溫度及增加的膨脹機106動力。
離開膨脹機106之管線122中的氣態排氣可表現為或接近環境壓力，例如約13-17psia(約90-120kPaa)。在通過HRSG 126之前，管線122中的氣態排氣溫度可自約1225℉(約663℃)至約1275℉(約691℃)，以產生管線130中的蒸汽及管線132中之經冷卻的排氣。在一個或多個具體實例中，冷卻單元134可降低管線132中之經冷卻的排氣的溫度，以產生溫度介於約32℉(約0℃)及約120℉(約49℃)之間經冷卻的循環氣流140。可體會的是，該溫度是可變動的，例如視特定季節期間與地球上的特定位置之濕球溫度而定。
如一個或多個具體實例，增壓壓縮機142可配置以提高經冷卻的循環氣流140的壓力至壓力範圍自約17psia(約120kPaa)至約21psia(約140kPaa)。結果，主要壓縮機104最後可接收及壓縮具有較高密度及增加的質量流之循環的排氣，因而允許有實質上較高的排放壓力且維持相同或類似的壓力比例。為了進一步增加循環排氣的密度及質量流，排放自增壓壓縮機142之管線145中的加壓循環氣體可在任意的第二冷卻單元136中進一步 冷卻，在一些具體實例中，其配置係可在導入主要壓縮機104之前降低管線145中的加壓循環氣體溫度至約105℉(約41℃)。
另外或可替代的，排放自主要壓縮機104之管線144中之經壓縮的循環排氣溫度與因而吹掃流146的溫度可為約800℉(約427℃)，壓力約280psia(約1.9MPaa)。加入增壓壓縮機142及富集的空氣的化學計量燃燒可增加吹掃流146中的CO2吹掃壓力，因為較高的CO2分壓，其可導致CO2分離器148中有增進的溶劑處理成效。
變換吸附器方法-綜觀
變壓吸附(PSA)依賴吸附劑床之在一數值範圍內的變換或循環壓力。在PSA方法中，氣態混合物係在選擇性、或相對選擇性固體吸附劑的第一床上於壓力下進行一段時間，以將通常視為污染物之一種或多種成份自該氣態混合物中移除。例如，進料可在饋入壓力下導入PSA設備。在該饋入壓力下，進料中一種或多種成份(氣體)可被選擇性(或相對選擇性)吸持(附)，而一種或多種其他成份(氣體)可以較低或最少吸附的情況通過。選擇性吸持(附)的成份(氣體)可指進料的「重」成份，而未被選擇性吸持(附)的氣體可指進料的「輕」成份。為方便起見，除非另外指示，提及進料的「重」成份時可指選擇性吸持(附)的所有成份(氣體)。同樣地， 除非另外指示，提及進料的「輕」成份時可指未被選擇性吸持(附)的所有成份(氣體)。在一段時間之後，可停止進料流入PSA設備。可基於預定的時間表、基於偵測到一種或多種重成份的貫穿、基於重成份的吸持(附)至少相當於該吸持(附)劑總容量的一閾值百分比、或基於任何其他方便的規範，而停止該進料流。接著可將反應器中的壓力再降低至可使選擇性吸持(附)的成份(氣體)自該吸持(附)劑釋出的脫附壓力。任意地，一種或多種吹掃氣體可在降低壓力之前、期間、及/或之後使用，以促進該選擇性吸持(附)的成份(氣體)釋出。視其特性而定，完整的PSA循環可任意地在大致定溫下進行。因PSA通常以至少吸附的情況而進行，且通常在氣態成份上發生，詞語「吸附」/「吸附劑」及「氣體」在本說明書及申請專利範圍中係使用作為描述詞，並非用以限制範圍，即使「吸收」/「吸收劑」/「吸持劑」/「吸持」及「成份」可能更為通用。
可使用多重床以使進行完整的循環，而一般每一床依序完成相同的循環。當第一PSA反應器滿足一種情況時，例如反應器中的吸附劑變得足夠飽和，該進料流可切換至第二反應器。然後該第一PSA反應器使經吸附的氣體釋出而可再生。為容許連續的進料流，可使用足夠數目的PSA反應器及/或吸附劑床，以使第一PSA反應器在至少一個其他PSA反應器滿足切換反應器的情況之前完成再生。
變換吸附器方法-方法循環
以各種方面，PSA反應器可用於對含有CO2及N2的流進行分離。該流的實例可包括來自對氣體渦輪提供動力之燃燒反應的排氣流。較佳的是，該排氣流可為來自有關於氧及燃料的量以實質上為化學計量的組成進行燃燒反應的排氣。在使用作為以PSA分離的進料之前，該排氣流可進行進一步的處理，例如凝結以移除水、燃燒以移除過量燃料、吸附以移除NOx物種、及/或其他類型的處理以移除與CO2及N2不同的成份。以一些方面，使用作為PSA反應器的進料之該部份排氣流可具有低於約1.0重量%的水含量，例如低於約0.5重量%。另外或可替代的，使用作為PSA反應器的進料之該部份排氣流可具有低於約3.0重量%的O2含量，例如低於約1.0重量%或低於約0.5重量%。進一步另外或可替代的，該進入PSA反應器的進料可實質上含有CO2及N2，其中該輸入氣體進料中之與CO2及N2不同的成份含有的量每一者約1.0重量%或更低，例如每一者低於約0.5重量%。而更進一步另外或可替代的，進料中實質上含有CO2及N2，除了CO2及N2以外成份的混合重量%可為約2.0重量%或更低，例如約1.0重量%或更低或0.5重量%或更低。
為進行分離，一部份該循環的排氣流可導入PSA反應器，例如來自排氣循環迴圈的吹掃流。此部份循環的排氣流可在循環的排氣流之溫度及壓力已經改變後(及/或在已獲得想要的溫度及壓力之後)，在一位置自 排氣循環系統抽取出，以供使用作為對燃燒反應的一部份輸入氣流。在循環系統中之該位置，排氣流的溫度可自約300℃至約600℃，例如自約300℃至約550℃、自約300℃至約500℃、自約300℃至約450℃、自約300℃至約400℃、自約350℃至約600℃、自約350℃至約550℃、自約350℃至約500℃、自約350℃至約450℃、自約400℃至約600℃、自約400℃至約550℃、自約400℃至約500℃、自約425℃至約600℃、自約425℃至約550℃、自約425℃至約500℃、自約425℃至約460℃、自約450℃至約600℃、自約450℃至約550℃、自約500℃至約600℃。另外或可替代的，該溫度可至少約325℃，例如至少約350℃、至少約400℃、至少約425℃、或至少約440℃。更進一步另外或可替代的，該溫度可為約575℃或更低、約550℃或更低、約500℃或更低、約475℃或更低、約460℃或更低、或約440℃或更低。更進一步另外或可替代的，該循環的排氣流壓力可為至少約10bara(約1.0MPaa)，例如至少約15bara(約1.5MPaa)、至少約20bara(約2.0MPaa)、至少約25bara(約2.5MPaa)、或至少約30bara(約3.0MPaa)。而更進一步另外或可替代的，該壓力可為約60bara(6.0MPaa)或更低，例如約50bara(約5.0MPaa)或更低、約40bara(約4.0MPaa)或更低、約35bara(約3.5MPaa)或更低、約30bara(約3.0MPaa)或更低、約25bara(約2.5MPaa)或更低、或約22.5bara(約2.25MPaa)或更 低。以一些可替代的方面，可選擇其他位置將該循環的排氣流抽取出，只要被抽取出的部份具有類似的溫度及壓力值。
於一些方面，循環的排氣流可在相當於該循環流的溫度及壓力的分離溫度及分離壓力下，導入PSA反應器。然而，在自該循環系統抽取出的一部份循環的排氣流與將該循環的排氣流導入PSA反應器之間，溫度及/或壓力可發生一些變化。例如，對導入PSA反應器的一部份循環的排氣流之分離溫度與循環系統中的溫度差異可為約20℃或更低，例如約15℃或更低、或約10℃或更低。應注意的是，雖然分離的溫度與循環流中的溫度為相同的溫度(亦即差異大約0℃)係包括在列舉的差異之內，在一些少見的具體實例中，該溫度差異可任意地不為0℃。另外或可替代的，對導入PSA反應器的一部份循環的排氣流之分離壓力與循環系統中的壓力差異可為約5bar(0.5MPa)或更低，例如約2bara(0.2MPa)或更低、約1bara(約0.1MPa)或更低、或約0.5bar(約50kPa)或更低。
當排氣流導入PSA反應器時，排氣流中的N2相當於「輕」成份，而CO2相當於「重」成份。因此，N2可主要通過反應器而CO2可選擇性吸附在反應器中。自進料吸附CO2可導致產物N2流。該進料可通過PSA反應器，直到將進料切換至另一PSA反應器或是停止進氣流之一個或多個預先界定的規範被滿足。可使用任何方便的 預先界定的規範。例如，該進料可在指定的時間期程通過反應器。另外或可替代的，該進料可通入該反應器，直到在產物N2流中偵測到CO2的貫穿量。進一步另外或可替代的，該進料可通入該反應器，直到已進入反應器之CO2的量大致與反應器的吸附劑容量的閾值相等。在該情況下，例如，該進料可通入該反應器，直到已進入反應器之CO2的量等於反應器中吸附劑物質的至少約75%吸附劑容量，例如至少約80%、至少約85%、或至少約90%。典型的PSA循環可包含將進料導入反應器達約30秒至約300秒，例如約60秒至約120秒。
產物N2流的純度可至少約85重量%，例如至少約88重量%、至少約90重量%、至少約92重量%、至少約93重量%、至少約94重量%、至少約95重量%、至少約96重量%、至少約97重量%、或至少約98重量%。在任意的移除水之後，該產物N2流的純度至少約90重量%，例如至少約95重量%、至少約97重量%、至少約98重量%、或至少99重量%。N2流的壓力可為作為PSA反應器的輸入物之該經循環排氣的壓力之至少約90%，例如至少約95%。另外或可替代的，N2流的壓力可與分離壓力相差低於約0.5bar(約50kPa)，例如低於約0.3bar(約30kPa)或低於約0.1bar(約10kPa)。更進一步另外或可替代的，對導入PSA反應器的該部份經循環排氣流的分離溫度與N2產物流的溫度差異可為約20℃或更低，例如約15℃或更低、或約10℃或更低。要注意的 是，雖然分離溫度與循環流中的溫度為相同的溫度(亦即差異大致為0℃)係包括在列舉的差異之內，在一些少見的具體實例中，該溫度差異可隨意地排除0℃。另外或可替代的，在該分離循環的吸附部份期間，N2產物流的溫度可至少為PSA反應器的溫度(該吸附溫度)。
在進料停止之後，可將PSA反應器中的壓力降低，例如使用一個或多個沖放(blow down)方法。在沖放方法中，可開啟PSA反應器的一側或二側，以使壓力以沖放氣流的形式釋放。該沖放氣流通常可包括大部份的N2，且一般也可包括一些CO2。在沖放方法中經吸附的CO2釋放的量可視吸附劑的特性而定。在一些習用的PSA反應器中，沖放氣流可自該反應器的進料輸入側排出。或是，一道或多道的沖放氣流可自該反應器的產物側排出。例如，一種選項可包括使氣流自該反應器的產物側離開的初始沖放過程，接著使氣流自反應器二側離開的第二沖放過程。該沖放方法可降低反應器中的壓力值自約0.9bara(約90kPaa)至約3.0bara(約0.3MPaa)，例如自約1.0bara(約0.1MPaa)至約3.0bara(約0.3MPaa)、自約1.1bara(約110kPaa)至約3.0bara(約0.3MPaa)、自約1.3bara(約130kPaa)至約3.0bara(約0.3MPaa)、自約0.9bara(約90kPaa)至約2.6bara(約260kPaa)、自約1.0bara(約0.1MPaa)至約2.6bara(約260kPaa)、自約1.1bara(約110kPaa)至約2.6bara(約260kPaa)、自約1.3bara(約130 kPaa)至約2.6bara(約260kPaa)、自約0.9bara(約90kPaa)至約2.0bara(約0.2MPaa)、自約1.0bara(約0.1MPaa)至約2.0bara(約0.2MPaa)、自約1.1bara(約110kPaa)至約2.0bara(約0.2MPaa)、或自約1.3bara(約130kPaa)至約2.0bara(約0.2MPaa)。在許多具體實例中，維持反應器中的壓力高於大氣壓可輔助吸附劑保留CO2直到脫附已達所欲程度後進行吹掃步驟。在一些具體實例中，沖放方法的時間長度可自約30秒至約120秒。
於一些方面，使用多重沖放步驟係希望能產生對後續方法較容易的沖放流。例如，自排氣吸附CO2期間，通常會在反應器中發展出濃度變化形廓，較高含量的未吸附CO2靠近反應器的背後(輸入)端，且較低含量的CO2靠近反應器的出口(前)端。基於此濃度分佈，僅自反應器的出口(前)端的部份沖放可用以產生具低含量的CO2沖放輸出。此起始沖放步驟可導致靠近反應器的背後(輸入)端較高的CO2含量在整個反應器中的分佈更均勻。當此發生時，便可更有效率使沖放輸出流自反應器的二端離開，直到可達到想要的較低壓力。
較佳的是，在停止排氣流與開始沖放方法步驟之間的期間，不將緩衝氣體導入該反應器中。可另外或替代地，較佳為無額外的氣體導入反應器中，而進行該沖放方法步驟。希望在沖放步驟中避免使用緩衝氣體及/或額外的氣體，因為在排氣流停止之後導入該氣體，通常可 導致低價值流進一步其損失其價值。例如，以沖放步驟產生的輸出流依定義為相對於在排氣分離期間產生的產品N2流之較低壓輸出流。因此，以發電方面而言，沖放輸出中的N2通常已損失其大部分的價值。在進一步利用之前，沖放輸出流中的N2可能需要再壓縮。在排氣流停止之後加入額外的N2通常僅可增加此低價值輸出流中的N2量。該沖放輸出流較佳的是CO2相對低，因通常希望以儘可能滯留越多的CO2，直到後續吹掃步驟開始為止。以部份沖放流離開該PSA反應器的任何CO2代表額外的CO2在希望的CO2產物流以外的流中。此額外的CO2通常可為低濃度，若希望達到捕捉與回收的碳量儘可能高，便需要分開操作。因此，在此加入額外的CO2也通常不是所希望的。最後，可能不希望加入與CO2、N2、或H2O不同的第三種氣體，因導入該氣體可能導致需要分離的另一成份。
在沖放方法之後，一道或多道吹掃氣流可用以自該反應器移除吸附的CO2。選項可包括使用吹掃用蒸汽，其壓力自約1.0bara(約0.1MPaa)至約3.0bara(約0.3MPaa)，例如自約1.1bara(約110kPaa)至約3.0bara(約0.3MPaa)、自約1.3bara(約130kPaa)至約3.0bara(約0.3MPaa)、自約1.0bara(約0.1MPaa)至約2.6bara(約260kPaa)、自約1.1bara(約110kPaa)至約2.6bara(約260kPaa)、自約1.3bara(約130kPaa)至約2.6bara(約260kPaa)、自約1.0bara(約0.1MPaa)至約2.0bara(約0.2MPaa)、自約 1.1bara(約110kPaa)至約2.0bara(約0.2MPaa)、或自約1.3bara(約130kPaa)至約2.0bara(約0.2MPaa)，以輔助脫附CO2。替代性選項可包括使用壓力高於3.0bara(0.3MPaa)的吹掃用蒸汽，例如至少4.0bara(0.4MPaa)、至少5.0bara(0.5MPaa)、自高於3.0bara(0.3MPaa)至約20bara(約2MPaa)、自高於3.0bara(0.3MPaa)至約15bara(約1.5MPaa)、自高於3.0bara(0.3MPaa)至約10bara(約1MPaa)、自高於3.0bara(0.3MPaa)至約8bara(約0.8MPaa)、自高於3.0bara(0.3MPaa)至約6bara(約0.6MPaa)、自高於3.0bara(0.3MPaa)至約5bara(約0.5MPaa)、自4.0bara(0.4MPaa)至約20bara(約2MPaa)、自4.0bara(0.4MPaa)至約15bara(約1.5MPaa)、自4.0bara(0.4MPaa)至約10bara(約1MPaa)、自4.0bara(0.4MPaa)至約8bara(約0.8MPaa)、自4.0bara(0.4MPaa)至約6bara(約0.6MPaa)、自4.0bara(0.4MPaa)至約5bara(約0.5MPaa)、自5.0bara(0.5MPaa)至約20bara(約2MPaa)、自5.0bara(0.5MPaa)至約15bara(約1.5MPaa)、自5.0bara(0.5MPaa)至約10bara(約1MPaa)、自5.0bara(0.5MPaa)至約8bara(約0.8MPaa)、或自5.0bara(0.5MPaa)至約6bara(約0.6MPaa)。該吹掃用蒸汽可導致產物CO2輸出流，其也可包括H2O及較低量的N2。在一些具體實例中，該吹掃用蒸汽可維持約25秒至 約60秒。在移除水之後，該產物CO2流的純度可至少約60%，例如至少約65%、至少約70%、至少約75%、至少約80%、至少約85重量%、至少約90重量%、至少約92重量%、至少約94重量%、至少約95重量%、至少約96%、至少約97%、至少約98%、至少約99%、至少約99.3%、或至少約99.5%。另外或可替代的，CO2的回收量可相當於至少約80重量%，例如至少約85重量%、至少約90重量%、至少約92重量%、至少約94重量%、至少約95重量%、至少約96%、至少約97%、至少約98%、至少約99%、至少約99.3%、或至少約99.5%。
使用於該吹掃用蒸汽中的蒸汽量可相當於進料中每莫耳的CO2約1.0莫耳的水或更低，例如進料中每莫耳的CO2約0.9莫耳的水或更低，進料中每莫耳的CO2約0.75莫耳的水或更低，進料中每莫耳的CO2約0.6莫耳的水或更低，進料中每莫耳的CO2約0.5莫耳的水或更低，或進料中每莫耳的CO2約0.4莫耳的水或更低。在吹掃氣中使用較少的蒸汽為有利的，因為使用的蒸汽量通常相當於使用於CO2回收的能量。要注意的是，進料可通常含有至少50莫耳%、且常至少75莫耳%的N2。因此，進料中每總莫耳的氣體(包括N2及CO2二者)的水莫耳數的比值較可產生更低的值，例如進料中每莫耳的氣體約0.5莫耳的水或更低，進料中每莫耳的氣體約0.4莫耳的水或更低，進料中每莫耳的氣體約0.3莫耳的水或更低，進料中每莫耳的氣體約0.25莫耳的水或更低，進料中每 莫耳的氣體約0.2莫耳的水或更低，進料中每莫耳的氣體約0.15莫耳的水或更低，或進料中每莫耳的氣體約0.1莫耳的水或更低。在這些具體實例中，該吹掃用蒸汽中有非零的蒸汽使用量，該蒸汽的莫耳比例可為進料中每莫耳的CO2至少約0.05莫耳的水或更低(例如進料中每莫耳的CO2至少約0.1莫耳的水或更低，進料中每莫耳的CO2至少約0.2莫耳的水或更低，或進料中每莫耳的CO2至少約0.3莫耳的水或更低)，及/或可為進料中每莫耳的氣體至少約0.01莫耳的水或更低(例如進料中每莫耳的氣體至少約0.02莫耳的水或更低，進料中每莫耳的氣體至少約0.05莫耳的水或更低，或進料中每莫耳的氣體至少約0.1莫耳的水或更低)。
在該吹掃用蒸汽之後，可任意地使用第二吹掃氮氣以自該反應器移除水及任何殘餘的CO2。若未使用該第二吹掃，下一循環中的N2輸出流可能有較高的水含量，但相信該額外的水不會明顯衝擊分離方法。當使用該第二吹掃氮氣時，可進行約10秒至約45秒。在該吹掃用蒸汽及任意的第二吹掃氮氣之後，反應器可再加壓以開始該第二分離循環。可使用輸入進料(循環的排氣)進行該再加壓。或是但較佳的是，可能不進行第二吹掃、例如第二氮吹掃，因第二吹掃可代表吹掃步驟結束與導入排氣以分離N2及CO2的下一個循環開始之間的緩衝氣流。因為上述的理由，額外的緩衝氣體步驟通常為不希望的，因該緩衝步驟容易使低價值氣流產生額外體積。
在替代性的具體實例中，於PSA循環的脫附步驟中，沒有蒸汽係刻意使用作為吹掃氣體。在該替代性的具體實例中，若使用吹掃氣體，不會刻意包括水但例如可包括氮吹掃(例如其可持續約10秒至約60秒、約10秒至約50秒、約10秒至約45秒、約15秒至約60秒、約15秒至約50秒、約15秒至約45秒、約20秒至約60秒、約20秒至約50秒、約20秒至約45秒、約25秒至約60秒、約25秒至約50秒、或約25秒至約45秒)。應瞭解的是，即使在沒有刻意添加的蒸汽之具體實例中，在所使用的任何吹掃用蒸汽中，無論如何一些水/蒸汽會以雜質/污染物存在。在該替代性的具體實例中，使用非刻意添加的蒸汽可使來自PSA方法的CO2直接導入CO2壓縮機中，例如在加強油回收方法中的井注入，不需例如冷凝器或熱交換器之中間設備。在此替代性的具體實例中可達到類似的CO2回收及/或純度，雖然很明顯地，在該具體實例中不需要移除水以達到該回收及/或純度。
將降低/最小化緩衝氣體的使用的希望特徵化之另外/替代性方式可為在方法循環期間流入該PSA反應器之總氣體輸入的特徵。在上述方法中，方法的完整循環可相當於將起始的氣流通入供分離的反應器，自該輸入氣流吸附CO2，回收N2產物流，沖放反應器中的壓力，並以蒸汽吹掃該反應器，任意地包括第二吹掃流。若僅使用吹掃用蒸汽，在方法循環期間流入PSA反應器之該主要輸入氣體可包括循環的排氣及該吹掃用蒸汽的輸入氣流。 較佳的是，這些主要輸入流可相當於流入PSA反應器之所有氣體的至少約90重量%，例如至少約95重量%、至少約98重量%、或至少約99重量%。若使用N2的第二吹掃氣或另一第二吹掃氣體，則在方法循環期間流入PSA反應器之該主要輸入氣體可包括循環的排氣、該吹掃用蒸汽、及該第二吹掃氣的輸入氣流。較佳的是，在該具體實例中，這些主要輸入流可相當於流入PSA反應器之所有氣體的至少約90重量%，例如至少約95重量%、至少約98重量%、或至少約99重量%。
圖2示意顯示適用於將含有CO2及N2的排氣分離之變壓吸附單元之氣體流入及流出的實例。圖2中，變壓吸附反應器210可自反應器第一或背側接收供分離之含有CO2及N2的進料205。N2產物流202可自該反應器的第二或前側產出。在一段時間之後，例如在CO2貫穿之後，可停止至PSA的進料。可再進行一個或多個沖放方法，以降低該反應器中的壓力。圖2中，顯示前側沖放輸出222。任意地，背側的沖放或背側及前側沖放二者可使用以取代前側沖放222。例如吹掃用蒸汽215的吹掃流可再導入該反應器的前側。該吹掃流可輔助CO2自吸附劑脫附，以製造CO2產物流212。
雖然在此並未以任何圖形特別說明，該PSA方法之純化的CO2輸出可使用於自地表及/或地下沈積物(例如習用的井底油/天然氣貯存區、非習用的貯存區/井、頁岩油沈積物、頁岩氣沈積物、輕氣砂、淺層氣貯存 區、壓製(fracking)沈積物等)回收油、氣、或相關的烴類之應用。在許多這些具體實例中，可希望相對高的CO2純度，例如增加效率及降低與壓縮雜質相關的成本。無論如何，在某些特定的具體實例中，至少一些部份之加強油/氣/烴回收可有效利用較低的CO2純度(例如自約60%至約85%或自約60%至約80%)，且由允許(增加)CO2流純度的彈性之本發明的方法特別可提供明顯的效益(例如階梯式洪流，其中使用一系列不同的純度)。該彈性的純度控制可與隨時間及/或隨特定沈積物的品質而陳化之特定的沈積物/貯存區配合。
變換吸附器方法-反應器配置
可以任何方便的方式安排吸附劑床，以提供氣體的流動通道，包括軸向及/或徑向流的方向。容納該吸附劑床的容槽可以任何方便的方式以依據流的方向加以定向。PSA反應器的典型定向可為使反應器流的方向與反應器的長軸或主軸對準。此實例包括使PSA反應器為垂直圓柱的形式，其中該輸入氣體經由上方或下方表面流入圓柱。雖然此可代表PSA反應器相對於氣流的方向之習用配置，但放大方法的規模以操作大的流體體積可能帶來困難。例如，PSA反應器的典型的長度對直徑比例可為約3至1，例如反應器長度約10公尺且直徑約3公尺。增加該反應器的尺寸通常可導致增加整個反應器的壓降，通常不希望如此。因此，為了放大軸向流PSA反應器的尺寸 以操作大的氣流，通常可使用多重反應器。
另外或可替代的，PSA反應器可使用於當反應器的長軸或主軸垂直於氣流的方向時。例如，PSA反應器可包括平行板的長軸與氣流方向垂直之平行的吸附劑板。此可使更大體積之供捕捉CO2的吸附劑配置在軸向流方向的單一反應槽中，而降低氣流必須旅行通過反應器的距離。結果，此類型的配置可降低整個PSA反應器的壓降，而仍然處理大體積的輸入氣流。此可降低處理大流體所需要的分離反應器數目。
如一實例，水平方向的PSA反應器可具有大致為矩形之平行的吸附劑板，例如長軸約30公尺且短軸約4公尺。水平配置時，該輸入氣體可流經短軸而導入。此可藉由將該輸入氣體在沿著反應器對應於長軸的一側的數個位置導入而完成。在PSA反應器內部可再使用流體分佈器，以使該輸入氣體可沿著長軸的整個長度分佈。對大的氣流速率而言，因進料分佈PSA反應器的整個長軸的壓降可較嘗試強迫該大的氣流速率通過多個習用的軸向流PSA反應器更低。
變換吸附器方法-吸附劑物質
於各種方面，在有利於混合的發電方法之其他方面的溫度及壓力下，可進行變換吸附方法以自CO2分離N2。例如該循環的排氣流的溫度可自約300℃至約600℃(例如自約300℃至約550℃、自約300℃至約500℃、 自約300℃至約450℃、自約300℃至約400℃、自約350℃至約600℃、自約350℃至約550℃、自約350℃至約500℃、自約350℃至約450℃、自約400℃至約600℃、自約400℃至約550℃、自約400℃至約500℃、自約425℃至約600℃、自約425℃至約550℃、自約425℃至約500℃、自約425℃至約460℃、自約450℃至約600℃、自約450℃至約550℃、或自約500℃至約600℃；另外或可替代的，該溫度可為至少約325℃，例如至少約350℃、至少約400℃、至少約425℃、或至少約440℃；更進一步另外或可替代的，該溫度可為約575℃或更低，約550℃或更低、約500℃或更低、約475℃或更低、約460℃或更低、或約440℃或更低)且壓力自約10bara(約1.0MPaa)至約60bara(約6.0MPaa)(例如壓力至少約10bara(約1.0MPaa)、至少約15bara(約1.5MPaa)、至少約20bara(約2.0MPaa)、至少約25bara(約2.5MPaa)、或至少約30bara(約3.0MPaa)及/或壓力約60bara(6.0MPaa)或更低、約50bara(約5.0MPaa)或更低、約40bara(約4.0MPaa)或更低、約35bara(約3.5MPaa)或更低、約30bara(約3.0MPaa)或更低、約25bara(約2.5MPaa)或更低、或約22.5bara(約2.25MPaa)或更低)。
如上述，該分離方法的一個目標可為在與該發電方法相容的條件下進行分離。因此，可希望在大致為循環的排氣之溫度及壓力下進行分離。為了在循環的排氣 之條件下完成分離，變壓吸附器反應器中的吸附劑物質應該通常在該條件下為有效的。
適當吸附劑的一個實例包括混合的金屬氧化物吸附劑，例如包括鹼金屬碳酸鹽及鹼土金屬的氧化物及/或過渡金屬氧化物之混合物的吸附劑。適當的鹼金屬碳酸鹽實例可包括、但不限於鋰、鈉、鉀、銣、銫的碳酸鹽、或其組合，例如鋰、鈉、鉀的碳酸鹽、或其組合。適當的鹼土金屬的氧化物實例可包括、但不限於鎂、鈣、鍶、鋇的氧化物、或其組合，例如鎂及/或鈣的氧化物。一些適當的過渡金屬氧化物實例可包括、但不限於例如鑭之鑭系金屬的氧化物，及/或可以+2或+3氧化態的金屬形成氧化物的過渡金屬(例如釔、鐵、鋅、鎳、釩、鋯、鈷、或其組合)。
於一些方面，該碳酸鹽可獨立選自混合金屬氧化物之氧化物。在此方面中，該碳酸鹽可包括或基本上由碳酸鋰、碳酸鈉、碳酸鉀、碳酸銣、及/或碳酸銫(例如碳酸鋰、碳酸鈉、及/或碳酸鉀；碳酸鋰及/或碳酸鉀；碳酸鋰及/或碳酸鈉；或碳酸鈉、及/或碳酸鉀)所組成。
在碳酸鹽係獨立選自該氧化物的方面中，該氧化物可為鹼土金屬氧化物、過渡金屬氧化物、二種或多種鹼土金屬氧化物的組合、二種或多種過渡金屬氧化物的組合、或包括至少一種鹼土金屬氧化物及至少一種過渡金屬氧化物之組合。在獨立選擇的氧化物包括一種或多種鹼土金屬氧化物的方面中，適當的鹼土金屬氧化物可為，或 包括或基本上由氧化鎂、氧化鈣、氧化鍶、及/或氧化鋇所組成，例如包括至少氧化鎂及/或氧化鈣。
在獨立選擇的氧化物包括一種或多種過渡金屬氧化物的方面中，適當的過渡金屬可為，或包括或基本上由可以形成含有+2或+3氧化態金屬的氧化物之一種或多種過渡金屬所組成(例如氧化釔、氧化鐵、氧化鋅、氧化鎳、氧化釩、氧化鈷、氧化鋯、氧化鑭、其他鑭系金屬的氧化物、及/或其組合)。較佳的選項包括選自氧化鑭及/或氧化鋯的過渡金屬氧化物。另一選項包括選自氧化鑭、氧化釔、氧化鋯、及/或氧化鋅的金屬氧化物。而另一選項包括選自氧化鎳、氧化鈷、及/或氧化鐵的金屬氧化物。也可考慮在這些每一選項及/或交錯選項中的混合物，例如氧化鑭與氧化鋅及/或氧化釩的混合物；氧化鑭與氧化鐵、氧化鈷及/或氧化鎳的混合物；氧化鋯與氧化釔、氧化鋅及/或氧化釩的混合物；氧化鋯與氧化鐵、氧化鈷及/或氧化鎳的混合物。
在獨立選擇的氧化物包括一種或多種鹼金屬氧化物及一種或多種過渡金屬氧化物的方面中，適當的鹼金屬氧化物可為，或包括或基本上由氧化鎂、氧化鈣、氧化鍶、及/或氧化鋇所組成，而適當的過渡金屬可為，或包括或基本上由可形成含有+2或+3氧化態金屬的氧化物之過渡金屬所組成，例如氧化釔、氧化鐵、氧化鋅、氧化鎳、氧化釩、氧化鈷、氧化鋯、氧化鑭、及/或其他鑭系金屬的氧化物。每一個這些鹼金屬氧化物及過渡金屬氧化 物可獨立地個別選擇或為多個過渡金屬氧化物之任何組合。混合物的實例可為，或包括或基本上由氧化物的混合物所組成，其中至少一種氧化物為氧化鑭、氧化鋯、及/或氧化鎂；氧化物的混合物，其中該混合物包括氧化鑭、氧化鋯、及氧化鎂中之至少二者；氧化物的混合物，其中一個氧化物為氧化鎂及/或氧化鈣；及/或氧化物的混合物，其中至少一個氧化物為氧化鑭、氧化釔及/或氧化鋯。
於一些可替代的方面，混合的金屬氧化物可包括鹼土金屬碳酸鹽與過渡金屬氧化物之組合。在該方面中，鹼土金屬碳酸鹽可為，或包括或基本上由碳酸鎂及/或碳酸鈣所組成。另外或可替代的，該鹼土金屬碳酸鹽可含在鹼金屬碳酸鹽混合物中。該碳酸鹽混合物的實例可為，或包括或基本上由碳酸鋰與碳酸鎂、碳酸鋰與碳酸鈣、碳酸鉀與碳酸鎂、碳酸鉀與碳酸鈣、碳酸鈉與碳酸鎂、及碳酸鈉與碳酸鈣(例如碳酸鋰與碳酸鎂或碳酸鉀與碳酸鎂)的混合物所組成。在該方面中，適當的過渡金屬可為，或包括或基本上由可形成含有+2或+3氧化態金屬的氧化物之過渡金屬所組成，例如氧化釔、氧化鐵、氧化鋅、氧化鎳、氧化釩、氧化鈷、氧化鋯、氧化鑭、其他鑭系金屬的氧化物、及/或其組合。這些鹼土金屬碳酸鹽及過渡金屬氧化物之每一者可獨立地個別選擇或為多個鹼土金屬碳酸鹽及/或多個過渡金屬氧化物之任何組合。對於過渡金屬氧化物，較佳的選項可包括選自氧化鑭或氧化鋯 之過渡金屬氧化物。另一選項可包括選自氧化鑭、氧化釔、氧化鋯、及/或氧化鋅的金屬氧化物。而另一選項可包括選自氧化鎳、氧化鈷、及/或氧化鐵的金屬氧化物。也可考慮在這些每一選項及/或交錯選項中的混合物，例如氧化物的混合物，其至少一種氧化物為氧化鑭及/或氧化鋯；氧化鑭與氧化鋅及/或氧化釩的混合物；氧化鑭與氧化鐵、氧化鈷及/或氧化鎳的混合物；氧化鋯與氧化釔、氧化鋅及/或氧化釩的混合物；及/或氧化鋯與氧化鐵、氧化鈷及/或氧化鎳的混合物。
另外或可替代的物質可包括水滑石。
其他具體實例
另外或可替代地，本發明可包括一個或多個以下的具體實例。
具體實例1。一種發電的方法，其包含：在主要壓縮機中將循環的排氣壓縮，以產生經壓縮的循環排氣，該經壓縮的循環排氣的循環溫度自約400℃至約500℃且循環壓力自約10bara(約1.0MPaa)至約30bara(約3.0MPaa)，該循環的排氣包含至少約70重量%的N2及至少約10重量%的CO2；在入口壓縮機中將富集的空氣壓縮，以產生經壓縮的氧化劑；將第一部份該經壓縮的循環排氣通過進入燃燒室；在燃燒室中且在該第一部份經壓縮的循環排氣存在下，化學計量地燃燒該經壓縮的氧化劑及燃料，藉以產生排放流，其中該第一部份經壓縮的 循環排氣作為稀釋劑，其係配置以緩和該排放流的溫度；在膨脹機中將該排放流膨脹至至少部份地驅動該主要壓縮機及產生該循環的排氣；將第二部份該循環的排氣通過進入包含吸附劑物質的變換吸附反應器中；在吸附溫度與該循環溫度的差異低於約20℃及吸附壓力與該循環壓力差異低於約1bar(約0.1MPa)之情況下，使CO2吸附在該吸附劑物質上；自反應器的前端回收純度至少約95重量%的N2流，該回收的N2流之壓力與分離壓力的差異低於約0.5bar(約50kPa)；藉由自該反應器的至少一端輸出下吹流，降低該變換吸附反應器中的壓力至約1.0bara(約0.1MPaa)至約3.0bara(約0.3MPaa)的壓力；及以壓力自約1.0bara(約0.1MPaa)至約3.0bara(約0.3MPaa)的吹掃用蒸汽吹掃該變換吸附反應器，以產生CO2回收流，該CO2回收流包含該第二部份循環的排氣中所含有之CO2的至少約90%，以該第二部份的循環排氣中每莫耳CO2計該吹掃用蒸汽含有低於約1.5莫耳(例如低於約1.0莫耳或低於約0.8莫耳)的H2O。
具體實例2。一種發電的方法，其包含：在主要壓縮機中將循環的排氣壓縮，以產生經壓縮的循環排氣，該經壓縮的循環排氣的循環溫度自約400℃至約500℃且循環壓力自約10bara(約1.0MPaa)至約30bara(約3.0MPaa)，該循環的排氣包含至少約70重量%的N2及至少約10重量%的CO2；在入口壓縮機中將富集的空氣壓縮，以產生經壓縮的氧化劑；將第一部份該經壓縮 的循環排氣通過進入燃燒室；在燃燒室中且在該第一部份經壓縮的循環排氣存在下，化學計量地燃燒該經壓縮的氧化劑及燃料，藉以產生排放流，其中該第一部份經壓縮的循環排氣作為稀釋劑，其係配置以緩和該排放流的溫度；在膨脹機中將該排放流膨脹至至少部份地驅動該主要壓縮機及產生該循環的排氣；將第二部份該循環排氣通過進入包含吸附劑物質的變換吸附反應器中；在吸附溫度與該循環溫度的差異低於約20℃及吸附壓力與該循環壓力差異低於約1bar(約0.1MPa)之情況下，使CO2吸附在該吸附劑物質上；自反應器的前端回收純度至少約95重量%的N2流，該回收的N2流之壓力與分離壓力的差異低於約0.5bar(約50kPa)；任意地藉由自該反應器的至少一端輸出下吹流，降低該變換吸附反應器中的壓力至至少3.0bara(約0.3MPaa)的壓力；及在自3.0bara(0.3MPaa)至約20.0bara(約2.0MPaa)的壓力下以含有非刻意添加的水/蒸汽之吹掃氣將該變換吸附反應器吹掃，以產生CO2回收流，該CO2回收流包含該第二部份循環的排氣中所含有之CO2的至少約90%。
具體實例3。具體實例1或具體實例2的方法，其中該經壓縮的氧化劑的氧濃度介於約30重量%及約50重量%之間，且也任意地其中產生該經壓縮的氧化劑進一步包含將該富集的空氣與大氣空氣混合。
具體實例4。一種由反應器排氣流製造N2及CO2的方法，其包含：將包含至少約70重量%的N2及至 少約10重量%的CO2的反應器排氣流通過進入包含吸附劑物質的變換吸附反應器中，該反應器排氣流的壓力介於約10bara(約1.0MPaa)及約30bara(約3.0MPaa)之間；在吸附溫度至少為400℃之情況下，使CO2吸附在該吸附劑物質上；自反應器的前端回收純度至少約95重量%的N2流，該回收的N2流之壓力與該反應器排氣流的壓力差異約0.5bar(約50kPa)或更低；藉由自該反應器的至少一端輸出下吹流，降低該變換吸附反應器中的壓力至約1.0bara(約0.1MPaa)至約3.0bara(約0.3MPaa)的壓力；及以壓力自約1.0bara(約0.1MPaa)至約3.0bara(約0.3MPaa)的吹掃用蒸汽吹掃該變換吸附反應器，以產生CO2回收流，該CO2回收流包含該反應器排氣流中所含有之CO2的至少約90%，以該反應器排氣流中每莫耳CO2計該吹掃用蒸汽含有低於約1.5莫耳(例如低於約1.0莫耳或低於約0.8莫耳)的H2O。
具體實例5。一種由反應器排氣流製造N2及CO2流的方法，其包含：將包含至少約70重量%的N2及至少約10重量%的CO2的反應器排氣流通過進入包含吸附劑物質的變換吸附反應器中，該反應器排氣流的壓力介於約10bara(約1.0MPaa)至約30bara(約3.0MPaa)之間；在吸附溫度至少為400℃之情況下，使CO2吸附在該吸附劑物質上；自反應器的前端回收純度至少約95重量%的N2流，該回收的N2流之壓力與該反應器排氣流的壓力差異約0.5bar(約50kPa)或更低；藉由自該反應 器的至少一端輸出下吹流，隨意地降低該變換吸附反應器中的壓力至至少為3.0bara(0.3MPaa)的壓力；及在自3.0bara(0.3MPaa)至約20.0bara(約2.0MPaa)的壓力下以含有非刻意添加的水/蒸汽之吹掃氣將該變換吸附反應器吹掃，以產生CO2回收流，該CO2回收流包含該第二部份循環的排氣中所含有之CO2的至少約90%。
具體實例6。如前述任一具體實例之方法，其進一步包含將第二吹掃流通過該變換吸附反應器，以產生第二CO2回收流，該第二吹掃流具有與該吹掃用蒸汽不同的組成物。
具體實例7。如前述任一具體實例之方法，其中該通過、吸附、回收、降低、及吹掃構成變壓吸附循環，該第二部份的循環排氣、該吹掃用蒸汽、及該第二吹掃流(當存在時)構成在變壓吸附循環期間導入該變換吸附反應器之氣體的至少約95重量%。
具體實例8。如前述任一具體實例之方法，其進一步包含將該CO2回收流分離成CO2產物流及水，該CO2產物流含有至少90重量%的CO2。
具體實例9。一種由反應器排氣流製造N2及CO2的方法，其包含：將循環的排氣壓縮以產生經壓縮的循環排氣，該經壓縮的循環排氣的循環溫度自約400℃至約500℃且循環壓力自約10bara(約1.0MPaa)至約30bara(約3.0MPaa)，該循環的排氣包含至少約70重量%的N2及至少約10重量%的CO2；於循環變壓吸附方法中 將至少一部份該壓縮的循環排氣中的N2與CO2分離，該方法循環包含：將至少一部份該經壓縮的循環排氣通過進入包含吸附劑物質的變換吸附反應器中，該反應器排氣流的壓力介於約10bara(約1.0MPaa)至約30bara(約3.0MPaa)之間；在吸附溫度與該循環溫度的差異低於約20℃及吸附壓力與該循環壓力差異低於約1bar(0.1MPa)之情況下，使CO2吸附在該吸附劑物質上；自反應器的前端回收純度至少約95重量%的N2流，該回收的N2流之壓力與反應器排氣流的壓力差異約0.5bar(約50kPa)或更低，該回收的N2流之溫度與循環的溫度差異為20℃或更低；藉由自該反應器的至少一端輸出下吹流，降低該變換吸附反應器中的壓力至約1.0bara(約0.1MPaa)至約3.0bara(約0.3MPaa)的壓力；及以壓力自約1.0bara(約0.1MPaa)至約3.0bara(約0.3MPaa)的吹掃用蒸汽吹掃該變換吸附反應器，以產生CO2回收流，該CO2回收流包含該反應器排氣流中所含有之CO2的至少約90%，以該反應器排氣流中每莫耳CO2計該吹掃用蒸汽含有低於約1.5莫耳(例如低於約1.0莫耳或低於約0.8莫耳)的H2O；及將該CO2回收流分離成CO2產物流及水，該CO2產物流含有至少約90重量%的CO2，其中至少一部份該經壓縮的循環排氣及該吹掃用蒸汽構成在方法循環期間導入該變換吸附反應器中的氣體之至少約95重量%。
具體實例10。如前述任一具體實例之方法， 其中該CO2產物流進一步包含N2。
具體實例11。如前述任一具體實例之方法，其中該循環的排氣的CO2濃度介於約5重量%及約20重量%之間(例如介於約10重量%及約20重量%之間)及/或O2濃度約1重量%或更低。
具體實例12。如前述任一具體實例之方法，其中該吸附劑包含下列中之一或多者：(a)鹼金屬碳酸鹽(例如碳酸鉀、碳酸鋰、及/或碳酸鈉)及鹼土金屬及/或過渡金屬氧化物(例如形成含有以+2及/或+3氧化態的氧化物者)，例如包含碳酸鋰或碳酸鉀之至少一者及氧化鑭、氧化釔、及氧化鎂之至少一者；(b)鹼土金屬碳酸鹽(例如碳酸鎂及/或碳酸鈣)及過渡金屬氧化物(例如形成含有以+2及/或+3氧化態的氧化物者)，例如包含碳酸鎂或碳酸鈣之至少一者及氧化鑭、氧化釔、及氧化鎂之至少一者；及(c)水滑石。
具體實例13。如前述任一具體實例之方法，其中該回收的N2流之溫度至少為吸附溫度。
具體實例14。如前述任一具體實例之方法，其進一步包含以該反應器排氣流或該經壓縮的循環排氣將該變換吸附反應器再加壓至至少約10bara(約1.0MPaa)的壓力。
具體實例15。如前述任一具體實例之方法，其中降低該變換吸附反應器中的壓力包含(i)自反應器的前端輸出第一沖放流及/或(ii)自反應器的前端輸出第 二沖放流，及在輸出第一沖放流之後，自反應器的後端輸出第三沖放流。
實例1-在一部份循環的排氣上進行變壓吸附
以下的預測實例係基於與圖2所示的配置類似的變壓吸附反應器之配置。在此實例中，混合金屬氧化物類吸附劑使用於多個PSA反應器中，以分離CO2及N2。該分離係在介於約400℃及約500℃之間的溫度下進行。PSA反應器相當於數個水平對準的容槽，例如3或4個容槽。該反應器包括適合用於與反應器的長軸垂直之輸入流的水平對準之吸附劑配置，例如平行板吸附劑。該反應器容槽具有的長對寬比例約7.5至1，相當於長軸約30公尺且短軸約4公尺。將該反應器配置於包括一系列步驟的循環中。循環中的第一步驟為在高壓下的饋入步驟，例如在進氣供應至PSA反應器容槽的進料端期間，為約21bara(約2.1MPaa)持續約60至120秒。進氣的實例為自低排放發電系統之循環的渦輪排氣。可將該渦輪排氣傳送至於溫度約440℃的PSA容槽。渦輪排氣組成物的實例可為約11重量%的二氧化碳、約84重量%的氮，及剩餘量的水及其他微量物種。當進氣供應至容槽的進料端時，自產物側製造氮產物。該氮產物的純度至少約90重量%、溫度約440℃、且壓力約20.7bara(約2.07MPaa)。在吸附足夠量的CO2之後，例如約吸附劑的85%容量，開始沖放步驟。該沖放步驟進行約30至120 秒。在該沖放步驟結束時，反應器容槽的壓力約1.3bara(約130kPaa)至約1.6bara(約160kPaa)。沖放可以在只有產物端打開的情況僅以往前方向進行，或在進料及產物端皆打開之情況下，可以往前方向進行第一沖放之後進行第二沖放。在該沖放之後，自產物側的低壓吹掃用蒸汽可進行約35至135秒，以掃除吸附的二氧化碳。該低壓吹掃用蒸汽產生含有水及二氧化碳的輸出流。在移除水之後，該輸出流的CO2純度至少約90重量%。該輸出流也可相當於至PSA反應器的進料中所含CO2之至少約90%(重量)。任意地，可在蒸汽吹掃之後進行額外的氮吹掃，以掃除反應器中剩餘的任何蒸汽及二氧化碳。再將容槽自進料側再加壓，使PSA反應器容槽返回至起始壓力，供進行進氣的分離。可使用該進氣進行再加壓，且通常進行約25至60秒。進行此PSA循環可使二氧化碳與例如循環的排氣之渦輪排氣中所含的氮分離，以使二氧化碳以至少90%的比例且純度至少90重量%(在將水凝結之後)回收，而也同時製造純度大於90重量%的氮。該循環也可使用減量的蒸汽，例如在至PSA反應器的進氣中每莫耳二氧化碳自約0.3至約0.6莫耳蒸汽。
實例2-模擬渦輪排氣的分離
以下實例係基於模擬自發電渦輪的排氣或煙道氣中，將CO2自N2分離。該模擬係基於循環的吸附/脫附方法中所包含的瞬變物質及能量平衡的數值解。反應器 配置相當於圖2所示的配置。
表1顯示模擬的輸入及結果。模擬的排氣流約820百萬SCF/天。每一欄位相當於變壓吸附循環中的各種步驟，其使用混合金屬氧化物類之含有碳酸鉀及氧化鑭的吸附劑。「進料」及「吹掃用蒸汽」欄相當於方法的輸入，而剩餘的欄位相當於輸出流。
表2顯示另一模擬的輸入及結果。模擬的排氣流約830百萬SCF/天。每一欄位相當於變壓吸附循環中的各種步驟，其使用混合金屬氧化物類之含有碳酸鉀及氧化鎂的吸附劑。「進料」及「吹掃用蒸汽」欄相當於方法的輸入，而剩餘的欄位相當於輸出流。
基於此模擬，將進料中至少90%的CO2捕捉為想要的CO2產物之一部份。易言之，進料中低於10%的CO2會損失至N2產物或沖放流。如表1及2所示，CO2產物流的純度大於96%。應注意的是，因為約一半的起始CO2產物流為水，在移除水之後，N2相對應地表示剩餘CO2產物流中之較大百分比部份。
實例3-CO2分離的能量需求
使用變壓吸附以自排氣分離出CO2，可提供相較於習用分離方法的優點。表3顯示使用變壓吸附對二種比較性胺分離方法進行CO2分離之估計總能量消耗的比較。
表3中，低壓及高壓胺方法係指在胺分離器中利用吸附以分離CO2。胺分離係在溫度約40℃下進行。吸持壓力係指排氣流進入該分離方法的壓力。P最終CO2值為常數且反映該經分離的CO2流的低壓(例如周壓)配置。P最終N2值相當於以分離出CO2之後的方法所產生的N2流壓力。能量消耗的估計係基於在指示的條件下對各種方法的熱力學計算。
表3中，利用變壓吸附的CO2分離所需的能量低於高壓胺處理所需的能量，且與低壓胺處理所需的能量相當。然而，如表3所示，關於在分離期間所產生N2流的配置，使用變壓吸附於CO2分離提供一些優點。首先，N2產物流的溫度在變壓吸附方法期間大致維持，而胺分離方法需要降低溫度，例如至約40℃。為了使用N2產物流以供額外的發電，來自胺方法的N2產物流之溫度通常需要提高回到至少約300至400℃或更高，如此會需要額外能量成本，但其未包括在表3所示的分離能量估計中。可使用熱交換器以減少使N2產物流回到較高溫度之額外的能量成本，則使排氣在分離之前的能量可轉換至分離後的N2產物流。然而，此會需要額外的實質設備空 間，所以較不希望如此。
變壓吸附分離相對於低壓胺分離的另一優點可包括在分離期間N2產物流的壓力維持，其可使N2產物流用於其他目的，例如發電，而無需花費能量以改變該氣流。
實例4-模擬EOR應用的CO2純度及回收
使用相當於圖1的配置及在此揭示的條件，例如來自管線150之經純化的CO2氣流(煙道氣)的壓力可為約21barg(約2.1MPag)。圖3顯示具有此壓力的煙道氣之CO2回收率及CO2純度。在希望較高氣體壓力的情況下，在排氣循環渦輪的出口與PSA容槽之間可加入額外的壓縮機。
圖3說明對關鍵的吸附劑配置使用數值模擬及實驗數據的組合之整合的單元效能。模擬的進行係基於輸入至PSA單元之含有約11體積% CO2、約84體積% N2、約5體積%水、溫度至少約400℃的煙道氣，使用適用於高溫的吸附劑(例如在此揭示的混合金屬氧化物及/或水滑石)，具表觀流量約820百萬SCFD(每天標準立方呎)。在此所用的模擬依賴PSA循環的吸附及脫附方法步驟所包含的物質及能量平衡的數值解。使用標準的熱重分析(TGA)及貫穿管柱測量，決定吸附劑的飽和CO2容量。
圖3顯示CO2純度對用於ULET發電廠具約 21bara排放氣壓的蒸汽之間的取捨。CO2純度的每一數據點顯示的數值意為相當於CO2回收率。圖3也顯示CO2純度、CO2捕捉率、電廠空間、及蒸汽用量之間的比較。
經純化的CO2之所有進一步的使用、例如井底EOR之加強烴回收，通常需要後續的下游壓縮至所需的貯存區注入壓力或至該區域CO2的管線壓力(例如約2215psig，或約150barg)。此壓力受US CO2管線網路的規定。所需的實際壓力為貯存區及油配置的函數，且可遠低於2215psig。
為了降低下游壓縮的成本，一種方法可為在高壓下(例如約2至3bara)再生CO2。圖3顯示4床PSA方法可在相對較高CO2壓力(再次，約2至3bara或更高)也維持相對低蒸汽用量(測量施用的蒸汽莫耳數對產生的CO2莫耳數比例，較佳不大於1.0)的CO2捕捉率下傳送相對高純度的CO2(約97%至約99%)。應注意壓縮的第一階段具有最大的設備空間且因此最大的經濟不利代價，因為處理很大體積的低壓氣體。所以，去除較早階段的壓縮比降低最終的壓縮值(亦即去除較後階段的壓縮)產生更高的經濟效益。對井底EOR應用的最終總壓縮可高於100bara，例如自約100bara至約250bara。
本發明的效益、如以本實例所顯示可有二種-[1]伴隨降低氣體的體積而可整體減少(管線的)設備，其可由提高的排氣壓力而進行；及[2]因為取消第一(或更多)階段的壓縮，可降低壓縮的動力需求。該效益 的混合效果可包括主要的空間及能量優點，其對具加強烴回收設施、特別是對習用的EOR之整合發電廠很重要。
在降低純度需求的情況時(其可適用於特定的貯存區)，可在未使用刻意添加吹掃用蒸汽之情況下操作高溫PSA。例如，3床高溫PSA配置在約21bar下無蒸汽操作，可有利地製造純度及回收皆約60%或更高的CO2。另外或可替代的，3床高溫PSA配置在約55bar無刻意加入蒸汽下操作，可有利地製造約70%或更高純度的CO2。確實徹底去除蒸汽可導致明顯降低方法的複雜度，因為各種蒸汽凝結、熱交換、及與設備相關的腐蝕可有利地在該情況下消除。
而且，較低純度的CO2可適用於、或甚至希望用於特定的回收操作，例如非習用的貯存區，包括與頁岩氣及岩石層有關者，例如因為增加的非CO2「雜質」可降低待注入貯存區之混合物的黏滯度，其可在特定的情況下得以增進吸收及/或隨後增進烴生產。例如，在標稱壓力為約2000psig及標稱溫度為約100℉的貯存區中，80/20的CO2/N2氣流的黏滯度可為約0.03cPs，而70/30的CO2/N2氣流的黏滯度可為約0.025cPs。因變化CO2純度而增加的彈性可在特定情況下，使得本發明方法及設備具有增加的生產效率及/或達到沈積物/貯存區在缺乏該彈性下不容易達到的總生產量。
例如，當使用CO2於來自頁岩氣的加強天然氣回收時，因要製造更多的CH4，回收輸入流中的CO2純 度需要隨時間增加(連續、逐步、間歇、逐漸、或甚至劇烈)，且對CO2取代CH4可有更大的需求，例如吸附在貯存區岩石中的有機物質上。所以，注入所需的CO2量及/或純度可隨時間增加，因貯存區中的CH4含量在連續操作期間會變低。就較大體積而言及/或就純度而言，使用如本發明的整合方法，此可導致對CO2隨時間變長有更大的需求。再者，在特定具體實例中，此在PSA方法中可需要較高的蒸汽用量，藉由在此所述之即時調整相容性能符合可變的蒸汽需求。
實例5-以部份循環的排氣進行PSA以供高純度CO2
以下預測的實例係基於與圖2所示的配置類似的變壓吸附反應器配置。在此實例中，混合金屬氧化物類吸附劑使用於多個PSA反應器中，以分離CO2及N2。該分離係在溫度約440℃下進行。該PSA反應器可相當於約3個水平對準的容槽。該反應器包括適合用於與反應器的長軸垂直之輸入流的水平對準之吸附劑配置，例如平行板吸附劑及/或吸附劑床。反應器容槽可具有約30m的長軸且約4m的短軸。該反應器可配置於包括一系列步驟的循環中。循環中的第一步驟為在相對高壓下的饋入步驟，例如約21bara(約2.1MPaa)，持續約150秒，在此期間將進氣供應至PSA反應器容槽的進料端。進氣的實例可包括或為來自低排放發電系統之循環的渦輪排氣。可將該渦輪排氣傳送至於溫度約440℃的PSA容槽。渦輪排氣 組成物的實例可為約11體積%的CO2、約84體積%的N2，及剩餘量的水及其他微量物種。當進氣供應至容槽的進料端時，自產物側製造氮產物。該氮產物的純度至少約90體積%、溫度約440℃、且壓力約20.7bara(約2.07MPaa)。在吸附足夠量的CO2之後，例如約吸附劑的85%容量，可開始沖放步驟。該沖放步驟係以往前(流)的方向進行約40秒。在該沖放步驟結束時，反應器容槽的壓力可為約1.5bara(約150kPaa)。沖放可僅在只有產物端打開的情況下往前(流)方向進行，或進行往前(流)方向的第一沖放，繼之在進料及產物端皆打開之情況下進行下第二沖放。這些序列沖放的其他組合為另外或有其他可能。在該沖放之後，來自產物側的相對低壓吹掃用蒸汽(約1至1.5bara，約100至150kPaa)可進行約205秒，以掃除吸附的二氧化碳。該相對低壓吹掃用蒸汽可產生壓力約1.48bara(約148kPaa)之含有水及二氧化碳的輸出流。在藉由凝結移除水之後，該輸出流的CO2純度至少約99莫耳%。該輸出流也可相當於至PSA反應器的進料中所含的CO2之至少約82%。任意地，可在吹掃用蒸汽之後進行額外的氮吹掃，以掃除反應器中剩餘的任何蒸汽及二氧化碳。可再將容槽自進料側再加壓，使PSA反應器容槽返回至約21bara(約2.1MPaa)的起始壓力，以供進行進氣的分離。可使用產物氣體進行再加壓約55秒。進行此PSA循環可使二氧化碳與例如循環的排氣之渦輪排氣中所含的氮分離，以使二氧化碳以至少80%的 比例且純度至少99%(在將水凝結之後)回收。該循環也可使用減量的蒸汽，例如回收作為產物之每莫耳二氧化碳約0.59莫耳蒸汽。
實例6-以部份循環的排氣進行PSA以供高純度CO2
以下預測的實例係基於與圖2所示的配置類似的變壓吸附反應器配置。在此實例中，混合金屬氧化物類吸附劑使用於多個PSA反應器中，以分離CO2及N2。該分離係在溫度約440℃下進行。該PSA反應器可相當於約4個水平對準的容槽。該反應器包括適合用於與反應器的長軸垂直之輸入流的水平對準之吸附劑配置，例如平行板吸附劑及/或吸附劑床。反應器容槽可具有約35m的長軸且約4m的短軸。該反應器可配置於包括一系列步驟的循環中。循環中的第一步驟為在相對高壓下的饋入步驟，例如約21bara(約2.1MPaa)持續約200秒，在此期間內將進氣供應至PSA反應器容槽的進料端。進氣的實例可包括或為來自低排放發電系統之循環的渦輪排氣。可將該渦輪排氣傳送至於溫度約440℃的PSA容槽。渦輪排氣組成物的實例可為約11體積%的CO2、約84體積%的N2，及剩餘量的水及其他微量物種。當進氣供應至容槽的進料端時，自產物側製造氮產物。該氮產物的純度至少約90體積%、溫度約440℃、且壓力約20.7bara(約2.07MPaa)。在該饋入步驟之後，沖放步驟可以往前(流)方向進行約35秒。在該沖放之後，自產物側的相對低壓 吹掃用蒸汽(約1至1.5bara，約100至150kPaa)可進行約530秒，以掃除吸附的二氧化碳。該相對低壓吹掃用蒸汽可產生壓力約1.85bara(約185kPaa)之含有水及二氧化碳的輸出流。在藉由凝結移除水之後，該輸出流的CO2純度至少約99莫耳%。該輸出流也可相當於至PSA反應器的進料中所含的CO2之至少約72%。可再將容槽自進料側再加壓，使PSA反應器容槽返回至約21bara(約2.1MPaa)的起始壓力，以供進行進氣的分離。可使用產物氣體進行再加壓約35秒。進行此PSA循環可使二氧化碳與例如循環的排氣之渦輪排氣中所含的氮分離，以使二氧化碳以至少70%的比例且純度至少99%(在將水凝結之後)回收。該循環也可使用減量的蒸汽，例如回收作為產物之每莫耳二氧化碳約0.77莫耳蒸汽。
實例7-以部份循環的排氣進行PSA以供高純度CO2
以下預測的實例係基於與圖2所示的配置類似的變壓吸附反應器配置。在此實例中，混合金屬氧化物類吸附劑使用於多個PSA反應器中，以分離CO2及N2。該分離係在溫度約440℃下進行。該PSA反應器可相當於約4個水平對準的容槽。該反應器包括適合用於與反應器的長軸垂直之輸入流的水平對準之吸附劑配置，例如平行板吸附劑。反應器容槽可具有約35m的長軸且約4m的短軸。該反應器可配置於包括一系列步驟的循環中。循環中的第一步驟為在相對高壓下的饋入步驟，例如約21 bara(約2.1MPaa)，持續約200秒，在此期間內將進氣供應至PSA反應器容槽的進料端。進氣的實例可包括或為自低排放發電系統之循環的渦輪排氣。可將該渦輪排氣傳送至於溫度約440℃的PSA容槽。渦輪排氣組成物的實例可為約11體積%的CO2、約84體積%的N2，及剩餘量的水及其他微量物種。當進氣供應至容槽的進料端時，自產物側製造氮產物。該氮產物的純度至少約90體積%、溫度約440℃、且壓力約20.7bara(約2.07MPaa)。在該饋入步驟之後，沖放步驟可以往前(流)方向進行約35秒。在該沖放之後，自產物側的相對低壓吹掃用蒸汽(約1至1.5bara，約100至150kPaa)可進行約530秒，以掃除吸附的二氧化碳。該相對低壓吹掃用蒸汽可產生壓力約2.85bara(約285kPaa)之含有水及二氧化碳的輸出流。在藉由凝結移除水之後，該輸出流的CO2純度至少約97莫耳%。該輸出流也可相當於至PSA反應器的進料中所含的CO2之至少約65%。可再將容槽自進料側再加壓，使PSA反應器容槽返回至約21bara(約2.1MPaa)的起始壓力，以供進行進氣的分離。可使用產物氣體進行再加壓約35秒。進行此PSA循環可使二氧化碳與例如循環的排氣之渦輪排氣中所含的氮分離，以使二氧化碳以至少60%的比例且純度至少97%(在將水凝結之後)回收。該循環也可使用減量的蒸汽，例如回收作為產物之每莫耳二氧化碳約0.65莫耳蒸汽。
實例8-以部份循環的排氣進行PSA
以下預測的實例係基於與圖2所示的配置類似的變壓吸附反應器配置。在此實例中，混合金屬氧化物類吸附劑使用於多個PSA反應器中，以分離CO2及N2。該分離係在溫度約440℃下進行。該PSA反應器可相當於約3個水平對準的容槽。該反應器包括適合用於與反應器的長軸垂直之輸入流的水平對準之吸附劑配置，例如平行板吸附劑及/或吸附劑床。反應器容槽可具有約30m的長軸且約4m的短軸。該反應器可配置於包括一系列步驟的循環中。循環中的第一步驟為在相對高壓下的饋入步驟，例如約21bara(約2.1MPaa)，持續約110秒，在此期間內將進氣供應至PSA反應器容槽的進料端。進氣的實例可包括或為自低排放發電系統之循環的渦輪排氣。可將該渦輪排氣傳送至於溫度約440℃的PSA容槽。渦輪排氣組成物的實例可為約11體積%的CO2、約84體積%的N2，及剩餘量的水及其他微量物種。當進氣供應至容槽的進料端時，自產物側製造氮產物。該氮產物的純度至少約90體積%、溫度約440℃、且壓力約20.7bara(約2.07MPaa)。在該饋入步驟之後，沖放步驟可以逆向(相反流)方向進行約5秒，接著以往前(流)方向進行約25秒。在該沖放步驟之後，自產物側的相對低壓吹掃用蒸汽(約1至1.5bara，約100至150kPaa)可進行約173秒，以掃除吸附的二氧化碳。該相對低壓吹掃用蒸汽可產生壓力約1.35bara(約135kPaa)之含有水及二氧化碳的 輸出流。在藉由凝結移除水之後，該輸出流的CO2純度至少約63莫耳%。該輸出流也可相當於至PSA反應器的進料中所含的CO2之至少約69%。可再將容槽自進料側再加壓，使PSA反應器容槽返回至約21bara(約2.1MPaa)的起始壓力，以供進行進氣的分離。可使用產物氣體進行再加壓約17秒。進行此PSA循環可使二氧化碳與例如循環的排氣之渦輪排氣中所含的氮分離，以使二氧化碳以至少65%的比例且純度至少60%(在將水凝結之後)回收。
實例9-以部份循環的排氣進行PSA
圖3顯示可進一步說明本發明之範例PSA配置，有關回收率(以莫耳比例表示)及純度(以百分比表示)與蒸汽用量之取捨。對顯示的每一種情況，進料組成物及壓力與上述實例中所述者類似。圖3中，說明約3容槽或約4容槽的PSA配置之質量傳送及吸附劑容量的一般吸附劑性質。如圖3所示，可以增加蒸汽用量達到較高純度的CO2(>95重量%)，但仍只回收低約1.0莫耳/莫耳的CO2。此外，使用約4 PSA容槽時藉由使用較高相對吹掃壓力(>約1.35至1.5bara，一般自約2bara至約3bara)可容許減壓變換，其可降低在使用於EOR設施之前將CO2壓縮的設備及能源二者的需求。使用彼此流體連通的容槽之配置，如圖3所示約4容槽回收可得到進一步的增進。
實例10-使用部份循環的排氣之3容槽PSA配置
圖4顯示3容槽配置，其為說明性但非限制用，為在本發明範圍內之一種可能的吸附劑容槽配置。在此配置中，一容槽在饋入狀態，且因此隨時製造氮產物。其他二個容槽可進行循環的其他步驟，例如再生吸附劑，而第一容槽於相對高壓下製造產物。在此特別的3容槽配置中，在容槽之間無流體連接(亦即氣流的交換)，其降低循環的複雜度以及例如互連的管線及閥件之設備。
實例11-使用部份循環的排氣之4容槽PSA配置
圖5至6顯示4容槽配置，其為說明性但非限制用，為在本發明範圍內之另一種可能的吸附劑容槽配置。在圖5至6的配置中，至少一容槽隨時在饋入狀態。二個或三個其他容槽可進行循環的其他步驟，例如再生吸附劑，而至少一個容槽於相對高壓下製造產物。在圖5之特別的4容槽配置中，在容槽之間無流體連接(亦即氣流的交換)，其降低循環的複雜度以及例如互連的管線及閥件之設備。然而，4容槽配置容許以未在饋入狀態的二個容槽可交換氣體而進行循環，例如使用壓力均化步驟，以相對較高壓力下的第一容槽可解壓至相對較低壓力下的第二容槽，藉以增加第二容槽的壓力及降低第一容槽的壓力，如圖6所示。此類型的循環可容許較高的(CO2)回收，因為該含有目標氣體(CO2)的流並未釋放至環境大氣中，而是送至另一吸附劑容槽。因加入容槽、互連管線 及閥件、及所需的相關循環控制設備而增加的成本可由使用4容槽配置(或使用高於4容槽的配置)所得的較高回收率優點而被抵銷某些程度。
雖然本發明已由特定的具體實例加以說明，但不需受其限制。在特定條件下對操作適當的改變/變化對熟悉本技藝者應很明顯。所以係要將以下的申請專利範圍解釋為涵蓋落在本發明的真正精神/範圍內之所有該改變/變化。
102‧‧‧氣體渦輪系統
104‧‧‧主要壓縮機
106‧‧‧膨脹機
108‧‧‧軸
110‧‧‧燃燒室
112‧‧‧管線
114‧‧‧管線
116‧‧‧管線
118‧‧‧入口壓縮機
120‧‧‧管線
122‧‧‧管線
124‧‧‧排氣循環系統
126‧‧‧熱回收蒸汽發電機
128‧‧‧蒸汽氣體渦輪
130‧‧‧管線
132‧‧‧管線
134‧‧‧第一冷卻單元
136‧‧‧第二冷卻單元
138‧‧‧水漏失流
140‧‧‧經冷卻的循環氣流
141‧‧‧管線
142‧‧‧增壓壓縮機
143‧‧‧水漏失流
144‧‧‧管線
145‧‧‧管線
146‧‧‧吹掃流
148‧‧‧CO2分離器
150‧‧‧管線
151‧‧‧殘餘流
152‧‧‧膨脹機
154‧‧‧軸
156‧‧‧管線
158‧‧‧馬達

Claims (42)

  1. 一種發電的方法，其包含：在主要壓縮機中將循環的排氣壓縮，以產生經壓縮的循環排氣，該經壓縮的循環排氣的循環溫度自約400℃至約500℃且循環壓力自約10bara(約1.0MPaa)至約30bara(約3.0MPaa)，該循環的排氣包含至少約70%的N2及至少約10%的CO2；在入口壓縮機中將富集的空氣壓縮，以產生經壓縮的氧化劑；將第一部份該經壓縮的循環排氣通過進入燃燒室；在燃燒室中且在該第一部份經壓縮的循環排氣存在下，化學計量地燃燒該經壓縮的氧化劑及燃料，藉以產生排放流，其中該第一部份經壓縮的循環排氣作為稀釋劑，其係配置以緩和該排放流的溫度；在膨脹機中將該排放流膨脹至至少部份地驅動該主要壓縮機及產生該循環的排氣；將第二部份該經壓縮的循環排氣通過進入包含吸附劑物質的變換吸附反應器中；在吸附溫度與該循環溫度的差異低於約20℃及吸附壓力與該循環壓力差異低於約1bar(約0.1MPa)之情況下，使CO2吸附在該吸附劑物質上；自反應器的前端回收純度至少約95%的N2流，該回收的N2流之壓力與分離壓力的差異低於約0.5bar(約50kPa)； 藉由自該反應器的至少一端輸出下吹流，降低該變換吸附反應器中的壓力至約1.0bara(約0.1MPaa)至約4.0bara(約0.4MPaa)的壓力；及以壓力自約1.0bara(約0.1MPaa)至約4.0bara(約0.4MPaa)的吹掃用蒸汽吹掃該變換吸附反應器，以產生CO2回收流，該CO2回收流包含該第二部份循環的排氣中所含有之CO2的至少約90%，以該第二部份的循環排氣中每莫耳CO2計該吹掃用蒸汽含有低於1.0莫耳的H2O。
  2. 如申請專利範圍第1項之方法，其中該通過、吸附、回收、降低、及吹掃構成變壓吸附循環，且該第二部份循環的排氣及該吹掃用蒸汽構成在該變壓吸附循環期間導入該變換吸附反應器之氣體的至少約95重量%。
  3. 如申請專利範圍第1項之方法，其進一步包含將第二吹掃流通過該變換吸附反應器，以產生第二CO2回收流，該第二吹掃流具有與該吹掃用蒸汽不同的組成物。
  4. 如申請專利範圍第3項之方法，其中該通過、吸附、回收、降低、及吹掃構成變壓吸附循環，且該第二部份循環的排氣、吹掃用蒸汽及第二吹掃流構成在變壓吸附循環期間導入該變換吸附反應器之氣體的至少約95重量%。
  5. 如申請專利範圍第1項之方法，其進一步包含將該CO2回收流分離成CO2產物流及水，該CO2產物流含有至少約90重量%的CO2。
  6. 如申請專利範圍第5項之方法，其中該CO2產物流進一步包含N2。
  7. 如申請專利範圍第1項之方法，其中該經壓縮的氧化劑的氧濃度介於約30重量%及約50重量%之間。
  8. 如申請專利範圍第7項之方法，其中產生該經壓縮的氧化劑進一步包含將該富集的空氣與大氣的空氣混合。
  9. 如申請專利範圍第1項之方法，其中該循環的排氣的CO2濃度介於約10重量%及約20重量%之間。
  10. 如申請專利範圍第1項之方法，其中該循環的排氣之O2的濃度為約1重量%或更低。
  11. 如申請專利範圍第1項之方法，其中該吸附劑包含鹼金屬碳酸鹽及鹼土金屬或過渡金屬氧化物。
  12. 如申請專利範圍第11項之方法，其中該鹼金屬碳酸鹽為碳酸鉀、碳酸鋰、或碳酸鈉。
  13. 如申請專利範圍第11項之方法，其中該吸附劑包含可形成含有+2或+3氧化態金屬的氧化物之過渡金屬的過渡金屬氧化物。
  14. 如申請專利範圍第11項之方法，其中該吸附劑包含碳酸鋰及碳酸鉀中之至少一者，及氧化鑭、氧化釔、及氧化鎂中之至少一者。
  15. 如申請專利範圍第1項之方法，其中該吸附劑包含鹼土金屬碳酸鹽及過渡金屬氧化物。
  16. 如申請專利範圍第15項之方法，其中該鹼土金屬碳酸鹽為碳酸鎂或碳酸鈣。
  17. 如申請專利範圍第15項之方法，其中該吸附劑包含可形成含有+2或+3氧化態金屬的氧化物之過渡金屬的過渡金屬氧化物。
  18. 如申請專利範圍第15項之方法，其中該吸附劑包含碳酸鎂及碳酸鈣中之至少一者，及氧化鑭、氧化釔、及氧化鎂中之至少一者。
  19. 如申請專利範圍第1項之方法，其中該回收的N2流之溫度為至少該吸附溫度。
  20. 一種由反應器排氣流製造N2及CO2的方法，其包含：將包含至少約70重量%的N2及至少約10重量%的CO2的反應器排氣流通過進入包含吸附劑物質的變換吸附反應器中，該反應器排氣流的壓力介於約10bara(約1.0MPaa)及約30bara(約3.0MPaa)之間；在吸附溫度至少為400℃之情況下，使CO2吸附在該吸附劑物質上；自反應器的前端回收純度至少約95重量%的N2流，該回收的N2流之壓力與該反應器排氣流的壓力差異約0.5bar(約50kPa)或更低；藉由自該反應器的至少一端輸出下吹流，降低該變換吸附反應器中的壓力至約1.0bara(約0.1MPaa)至約4.0bara(約0.4MPaa)的壓力；及以壓力自約1.0bara(約0.1MPaa)至約4.0bara(約0.4MPaa)的吹掃用蒸汽吹掃該變換吸附反應器，以 產生CO2回收流，該CO2回收流包含該反應器排氣流中所含有之CO2的至少約90%，以該反應器排氣流中每莫耳CO2計該吹掃用蒸汽含有低於約1.0莫耳的H2O。
  21. 如申請專利範圍第20項之方法，其中該通過、吸附、回收、降低、及吹掃構成變壓吸附循環，且該反應器排氣流及該吹掃用蒸汽構成在變壓吸附循環期間導入該變換吸附反應器之氣體的至少約95重量%。
  22. 如申請專利範圍第20項之方法，其進一步包含以該反應器排氣流將該變換吸附反應器再加壓至至少約10bara(約1.0MPaa)的壓力。
  23. 如申請專利範圍第20項之方法，其中該反應器排氣流包含發電廠的煙道流、精煉廠的煙道流、或其組合。
  24. 如申請專利範圍第20項之方法，其中該反應器排氣流係藉由使用渦輪將來自用於發電的一部份之燃料的化學計量燃燒之煙道流壓縮而產生。
  25. 如申請專利範圍第20項之方法，其中以該反應器排氣流中每莫耳CO2計該吹掃用蒸汽含有低於0.8莫耳的H2O。
  26. 如申請專利範圍第20項之方法，其中降低該變換吸附反應器中的壓力包含自反應器的前端輸出第一下吹流。
  27. 如申請專利範圍第26項之方法，其中降低該變換吸附反應器中的壓力進一步包含自反應器的前端輸出第二下吹流，及在輸出第一下吹流之後，自反應器的後端輸出 第三下吹流。
  28. 如申請專利範圍第20項之方法，其中該回收的N2流之溫度為至少該吸附溫度。
  29. 一種由反應器排氣流製造N2及CO2的方法，其包含：將循環的排氣壓縮，以產生經壓縮的循環排氣，該經壓縮的循環排氣的循環溫度自約400℃至約500℃且循環壓力自約10bara(約1.0MPaa)至約30bara(約3.0MPaa)，該循環的排氣包含至少約70重量%的N2及至少約10重量%的CO2；於循環變壓吸附方法中自至少一部份該壓縮的循環排氣中的N2分離出CO2，該方法循環包含：將至少一部份該經壓縮的循環排氣通過進入包含吸附劑物質的變換吸附反應器中，該反應器排氣流的壓力介於約10bara(約1.0MPaa)至約30bara(約3.0MPaa)之間；在吸附溫度與該循環溫度的差異低於約20℃及吸附壓力與該循環壓力差異低於約1bar(0.1MPa)之情況下，使CO2吸附在該吸附劑物質上；自反應器的前端回收純度至少約95%的N2流，該回收的N2流之壓力與反應器排氣流的壓力差異約0.5bar(約50kPa)或更低，該回收的N2流之溫度與循環的溫度差異為20℃或更低；藉由自該反應器的至少一端輸出下吹流，降低該變換 吸附反應器中的壓力至約1.0bara(約0.1MPaa)至約4.0bara(約0.4MPaa)的壓力；以壓力自約1.0bara(約0.1MPaa)至約4.0bara(約0.4MPaa)的吹掃用蒸汽吹掃該變換吸附反應器，以產生CO2回收流，該CO2回收流包含該反應器排氣流中所含有之CO2的至少約90%，以該反應器排氣流中每莫耳CO2計該吹掃用蒸汽含有低於約1.0莫耳的H2O；及將該CO2回收流分離成CO2產物流及水，該CO2產物流含有至少約90%的CO2，其中至少一部份該經壓縮的循環排氣及該吹掃用蒸汽構成在方法循環期間導入該變換吸附反應器中的氣體之至少約95%。
  30. 如申請專利範圍第29項之方法，其中該循環的排氣的CO2濃度介於約10重量%及約20重量%之間。
  31. 如申請專利範圍第29項之方法，其中該循環的排氣的O2濃度約1重量%或更低。
  32. 如申請專利範圍第29項之方法，其中該吸附劑包含鹼金屬碳酸鹽及鹼土金屬或過渡金屬氧化物。
  33. 如申請專利範圍第32項之方法，其中該鹼金屬碳酸鹽為碳酸鉀、碳酸鋰、或碳酸鈉。
  34. 如申請專利範圍第32項之方法，其中該吸附劑包含可形成含有+2或+3氧化態金屬的氧化物之過渡金屬的過渡金屬氧化物。
  35. 如申請專利範圍第32項之方法，其中該吸附劑包 含碳酸鋰及碳酸鉀中之至少一者，及氧化鑭、氧化釔、及氧化鎂中之至少一者。
  36. 如申請專利範圍第29項之方法，其中該吸附劑包含鹼土金屬碳酸鹽及過渡金屬氧化物。
  37. 如申請專利範圍第36項之方法，其中該鹼土金屬碳酸鹽為碳酸鎂或碳酸鈣。
  38. 如申請專利範圍第36項之方法，其中該吸附劑包含可形成含有+2或+3氧化態金屬的氧化物之過渡金屬的過渡金屬氧化物。
  39. 如申請專利範圍第36項之方法，其中該吸附劑包含碳酸鎂及碳酸鈣中之至少一者，及氧化鑭、氧化釔、及氧化鎂中之至少一者。
  40. 如申請專利範圍第29項之方法，其中該回收的N2流之溫度為至少該吸附溫度。
  41. 一種發電的方法，其包含：將主要壓縮機中之循環的排氣壓縮，以產生經壓縮的循環排氣，該經壓縮的循環排氣的循環溫度自約400℃至約500℃且循環壓力自約10bara(約1.0MPaa)至約30bara(約3.0MPaa)，該循環的排氣包含至少約70重量%的N2及至少約10重量%的CO2；在入口壓縮機中將富集的空氣壓縮，以產生經壓縮的氧化劑；將第一部份該經壓縮的循環排氣通過進入燃燒室；在燃燒室中及在該第一部份經壓縮的循環排氣存在 下，化學計量地燃燒該經壓縮的氧化劑及燃料，藉以產生排放流，其中該第一部份經壓縮的循環排氣作為稀釋劑，其係配置以緩和該排放流的溫度；在膨脹機中將該排放流膨脹至至少部份地驅動該主要壓縮機及產生該循環的排氣；將第二部份該經循環排氣通過進入包含吸附劑物質的變換吸附反應器中；在吸附溫度與該循環溫度的差異低於約20℃及吸附壓力與該循環壓力差異低於約1bar(約0.1MPa)之情況下，使CO2吸附在該吸附劑物質上；自反應器的前端回收純度至少約95重量%的N2流，該回收的N2流之壓力與分離壓力差異低於約0.5bar(約50kPa)；藉由自該反應器的至少一端輸出下吹流，隨意地降低該變換吸附反應器中的壓力至至少3.0bara(0.3MPaa)的壓力；及在自3.0bara(0.3MPaa)至約20.0bara(約2.0MPaa)的壓力下以含有非刻意添加的水之吹掃用氣體將該變換吸附反應器吹掃，以產生CO2回收流，該CO2回收流包含該第二部份循環的排氣中所含有之CO2的至少約90%。
  42. 一種由反應器排氣流製造相對高純度的N2及CO2流的方法，其包含：將包含至少約70重量%的N2及至少約10重量%的 CO2的反應器排氣流通過進入包含吸附劑物質的變換吸附反應器中，該反應器排氣流的壓力介於約10bara(約1.0MPaa)至約30bara(約3.0MPaa)之間；在吸附溫度至少為400℃之情況下，使CO2吸附在該吸附劑物質上；自反應器的前端回收純度至少約95重量%的N2流，該回收的N2流之壓力與該反應器排氣流的壓力差異約0.5bar(約50kPa)或更低；藉由自該反應器的至少一端輸出下吹流，隨意地降低該變換吸附反應器中的壓力至至少為3.0bara(0.3MPaa)的壓力；及在自3.0bara(0.3MPaa)至約20.0bara(約2.0MPaa)的壓力下以含有非刻意添加的水之吹掃用氣體將該變換吸附反應器吹掃，以產生CO2回收流，該CO2回收流包含該第二部份循環的排氣中所含有之CO2的至少約90%。
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