利用二氧化碳循环工作流体高效发电的系统和方法

专利名称：利用二氧化碳循环工作流体高效发电的系统和方法
技术领域：
本发明涉及通过使用循环流体来传递经由燃料高效燃烧产生的能量而发电诸如电流的系统和方法。具体而言，所述系统和方法可使用二氧化碳作为循环流体。
背景技术：
据估计，在发展和利用非碳能源的同时，化石燃料在接下来的100年将继续提供世界上的大部分电力需求。然而，已知的通过化石燃料和/或适宜的生物质燃烧来发电的方法遭遇能量消耗高涨和二氧化碳(CO2)和其他排放物产生增加的问题。作为碳排放增加的潜在灾难性后果，全球变暖日渐受到发达国家和发展中国家的关注。近期而言，太阳能和风能看来不能代替化石燃料燃烧，而核能具有与增殖和核废物处理相关的危险。从化石燃料或适宜生物质发电的常规设备正日益负担着在高压下捕获CO2以输送 到隔离场所的要求。然而，这种要求显示出是难于实现的，原因是目前的技术甚至对于最佳的CO2捕获涉及而言都仅提供非常低的热效率。此外，完成CO2捕获的资本成本很高，相比将CO2排放发到大气中而言这产生显著更高的电力成本。因此，在本领域对高效发电的系统和方法存在不断增长的需求，所述系统和方法使得CO2排放降低和/或对所产生的CO2进行隔离的容易度改进。

发明内容
本发明提供利用高效燃烧室(例如，蒸发冷却燃烧室)并结合循环流体(例如，CO2循环流体)来发电的方法和系统。具体而言，所述循环流体可与燃烧用燃料和氧化剂一起被引入燃烧室中，使得产生包含循环流体和任何燃烧产物的高压、高温流体流。该流体流可被引入发电设备诸如涡轮中。有利的是，流体流在涡轮中膨胀的过程中可被维持在相对高的压力下，以便穿过涡轮的压力比(即，涡轮入口处的压力与涡轮出口处的压力比)小于约12。然后，所述流体流可被进一步处理，以分离该流体流中的组分，这可包括使该流体流通过热交换器。具体而言，可使循环流体(其至少一部分可自该流体流被再循环)通过同一热交换器以便在引入燃烧室之前加热该循环流体。在这些实施方式中，操作热交换器可以是有帮助的(例如，通过选择低位热源)，以使热交换器在该热交换器热端处的涡轮排气与再循环流体之间仅具有小的温差。在某些方面，本发明提供发电系统，其能够以低资本成本高效发电，还能够在管道压力下产生基本纯的CO2以便隔离。该CO2还可被再循环到所述发电系统中。本发明的系统和方法的特征在于能够利用很多种燃料源。例如，根据本发明使用的高效燃烧室可利用气态燃料(例如，天然气或煤成气)、液态燃料(例如，烃、浙青)和固态燃料(例如，煤、褐煤、焦炭)。甚至还能使用如本文另外描述的其他燃料。在其他方面，本发明的方法和系统特别有用，因为其能超越目前不提供CO2捕获的燃煤发电厂的最佳效率。此类发电厂利用烟煤最多能提供约45%效率(低热值或“LHV”)，其中萊冷凝器压力(mercury condenser pressure)为I. 7英寸。本系统能够超越该效率，同时还在所需压力下输送CO2进行隔离或者其他处理。在仍另一方面，本发明提供了与目前采用类似燃料相比可降低发电系统的物理尺寸和资本成本的能力。因此，本发明的方法和系统能够显著降低与发电系统相关的构造成本。仍进一步，本发明的方法和系统能提供事实上100%的所用和/或所产生的CO2的回收，特别是源自燃料中存在的碳的co2。特别地，所述CO2可在管道压力下作为干燥、净化的气体提供。此外，本发明提供单独回收其他燃料和燃烧产生的杂质用于其他应用和/或处理的能力。在一个具体方面，本发明涉及结合使用循环流体而发电的方法。在具体实施方式
中，按照本发明的发电方法可包括将含碳燃料、O2和CO2循环流体引入蒸发冷却燃烧室中。具体而言，所述CO2可在至少约8MPa (优选至少约12MPa)的压力和至少约200°C (优选至 少约400°C )的温度引入。所述方法还可包括燃烧燃料以提供包含CO2的燃烧产物流。具体而言，所述燃烧产物流可具有至少约80(TC的温度。此外，所述方法可包括使所述燃烧产物流经涡轮膨胀以发电，所述涡轮具有用于接收燃烧产物流的入口和用于释放含CO2的涡轮排出流的出口。优选地，入口处的燃烧产物流与出口处的涡轮排出流的压力比可以是小于约12。在具体实施方式
中，可能期望将CO2在至少约IOMPa的压力、至少约20MPa的压力、至少约400°C的温度或至少约700°C的温度引入燃烧室中。更进一步的可能的处理参数在本文描述。在一些实施方式中，所述CO2循环流体可作为与O2和含碳燃料之一或两者的混合物引入蒸发冷却燃烧室。在其他实施方式中，CO2循环流体可作为被弓I导经过在蒸发冷却燃烧室中形成的一个或多个蒸发流体供给通道的蒸发冷却流体的全部或一部分而被引入蒸发冷却燃烧室。在具体实施方式
中，CO2循环流体可仅作为蒸发流体被引入燃烧室中。燃烧可通过实际的燃烧温度来具体描述。例如，燃烧可在至少约1，500°C的温度进行。在其他实施方式中，燃烧可在约1，600°C至约3，300°C的温度进行。本发明的特征还可在于O2流中O2的纯度。例如，在一些实施方式中，环境空气可能是有用的。然而，在具体实施方式
中，净化氧的含量可能是有益的。例如，O2可作为其中O2的摩尔浓度为至少85%的流提供。更进一步特定浓度在本文描述。在具体实施方式
中，燃烧产物流可具有至少约1，000°C的温度。而且，燃烧产物流可具有为弓I入燃烧室中的CO2压力的至少约90%或为弓I入燃烧室中的CO2压力的至少约95%的压力。在一些实施方式中，涡轮入口处的燃烧产物流相比涡轮出口处的涡轮排出流压力比可以是约I. 5至约10或可以是约2至约8。更进一步的可能比例在本文提供。本发明的特征可在于引入燃烧室中的特定材料的比例。例如，引入燃烧室中的CO2循环流体中的CO2与燃料中的碳之比基于摩尔可以是约10至约50或可以是约10至约30。更进一步可能的比例在本文提供。本发明的特征还可在于涡轮排出流中的至少一部分CO2能被再循环且再引入燃烧室中。至少一部分CO2可从系统中经过例如管道被排出(诸如，用于隔离或其他处理)。在具体实施方式
中，涡轮排出流中的CO2可处于气态。具体而言，涡轮排出流可具有小于或等于7MPa的压力。
在其他实施方式中，本发明方法还可包括使涡轮排出流经过至少一个热交换器，其冷却涡轮排出流并提供温度小于约200°C的CO2循环流体流。这可有助于在能够促进一种或多种次要组分(即，除CO2之外的组分)去除的条件下提供CO2循环流体流。在具体实施方式
中，这可包括使涡轮排出流经过一系列的至少两个热交换器。更具体而言，该系列中的第一热交换器能接收涡轮排出流并降低其温度，该第一热交换器由耐受至少约900°C温度的高温合金形成。本发明方法还可包括在CO2循环流体流上进行一个或多个分离步骤以去除如上所述除CO2之外存在于循环流体流中的一种或多种次要组分。具体地，所述一种或多种次要组分可包括水。本发明方法还可包括增压CO2流。例如，在燃烧产物流膨胀和涡轮排出流冷却之后，增压该流以便再循环返回到燃烧室能够是有益的。具体地，所述方法可包括使CO2循环流体流经过一个或多个压缩机(例如，泵)以使CO2循环流体流增压至至少约SMPa的压力。这还可包括使CO2循环流体流经过一系列的至少两个压缩机以增压CO2循环流体流。在某些实施方式中，CO2循环流体流可被增压至至少约15MPa的压力。更进一步的压力范围可能 是期望的，如本文另外所述。在其他实施方式中，增压CO2循环流体流特定地可以超临界流体状态提供。在一些实施方式中，增压CO2循环流体流中的至少一部分CO2可被引入已增压管道中进行隔离(或其他处理，如上已经提到的)。除增压之外，本发明方法还可包括加热先前已冷却的CO2循环流体流以便使其返回燃烧室(即，再循环CO2循环流体流)。在一些实施方式中，这可包括加热已增压CO2循环流体流至至少约200°C、至少约400°C或至少约700°C的温度。在某些实施方式中，已增压CO2循环流体流可被加热至小于涡轮排出流温度不超过约50°C的温度。更进一步可能的温度范围在本文提供。具体地，此类加热可包括使已增压CO2循环流体流经过用于冷却涡轮排出流的同一热交换器。此类加热还可包括来自外部来源(即，不同于从热交换器再捕获的热)的热输入。此类加热还可包括来自外部来源的热输入。在具体实施方式
中，加热可包括利用自O2分离单元收回的热。优选地，在热交换器单元的冷却端引入这种额外的热(或者，当使用系列热交换器时，于在最高温度范围内工作的系列中的热交换器之前引入这种额外的热)。在某些实施方式中，本发明的特征可在于燃烧产物流的性质，其能够允许任选执行多个涡轮。例如，在一些实施方式中，燃烧产物流可以是包含一种或多种可燃组分(例如，选自H2、CO、CH4, H2S, NH3及其组合的组分)的还原流体。这可通过O2与所使用的燃料的比例来控制。在一些实施方式中，燃烧产物流蒸汽可含完全氧化的组分，诸如C02、H2O和SO2以及上面所列的还原组分。所达到的实际组成可取决于蒸发燃烧室的进料中的O2与所使用的燃料的比例。更具体而言，在此类实施方式中所用的涡轮可包括具有入口和出口的两个或更多个单元。在具体实施方式
中，可以操作涡轮单元，使得每个单元入口处的操作温度基本相同。这可包括在第一涡轮单元(或者，在使用三个或多个单元的情况中，在前的涡轮单元)的出口处向流体流添加一定量的02。提供O2能够使得上述一个或多个可燃组分燃烧，这在进入系列中的下一个涡轮之前升高了所述流的温度。这导致能够在循环流体存在下最大化从燃烧气体产生的动力。在其他实施方式中，涡轮排出流可以是氧化流体。例如，涡轮排出流可包含过量的O2。在一些实施方式中，本发明的特征可在于各种流的状态。例如，在经涡轮膨胀燃烧产物流的步骤之后，涡轮排出流可处于气态。可使该气体经过至少一个热交换器以冷却气态的涡轮排出流，以使CO2与任意次要组分分离。之后，至少一部分已分离CO2可被增压并转化成超临界流体态，并再次使其经过同一热交换器(或多个)以便加热CO2用于再循环到燃烧室中。在具体实施方式
中，从膨胀步骤进入热交换器(或者，使用系列时的第一热交换器)的涡轮排出流的温度与从同一热交换器离开用于再循环到燃烧室中的已加热、已增压、超临界流体CO2之间的温差可以小于约50°C。如上所述，从燃料燃烧室离开的流体流可包括CO2循环流体以及一种或多种其他组分，诸如燃烧产物。在一些实施方式中，将至少一部分CO2再循环并将其再引入到燃料燃烧室可以是有用的。因此，循环流体可以是再循环流体。当然，来自外部来源的CO2可被用作循环流体。涡轮排气可以在节约型热交换器中冷却，并且收回的热可被用于加热高压再循环C02。离开热交换器的低温端的已冷却涡轮排气可含有来源于燃料或燃烧过程的组分，诸如!120、502、503、勵、勵2、取和!1(1。在另外的实施方式中，可利用合适的方法将这些组分 从流中去除。该流中的其他组分可包括来源于燃料或氧化物的惰性气体杂质，诸如，N2、氩(Ar)和过量的02。这些可以通过单独的合适的方法被去除。在另外的实施方式中，涡轮排气可以处于小于在可用的冷却设备温度涡轮排气中的CO2冷凝压力的压力，以便当涡轮排气冷却时，无CO2液相能够形成，因为这将使水作为液体从气态CO2中有效分离，气态CO2含有最小量的水蒸气以使水冷凝。在另外的实施方式中，净化的CO2现在连同该流体中的至少一部分CO2能被压缩以产生高压再循环CO2循环流体流，所述至少一部分CO2代表氧化的碳，源自进料到燃烧室的燃料中的碳，其可被引入增压管道中进行隔离。由于涡轮排气流的高压，利用最低限度的进一步处理或压缩就能够将CO2直接从燃烧过程转移到增压管道中，这是一种与常规方法不同的优势，在常规方法中，CO2在接近大气压下被回收(即，约O. IMPa的压力)或被排放到大气中。此外，按照本发明进行隔离的CO2可以以相比迄今为止已知的更有效且更经济的方式被转移。进入热交换器的再循环CO2流体(理想地高于临界压力)的比热是高的，而且随着温度升高会降低。这对于在最低温度水平的至少一部分热来源于外部来源特别有利。这例如可以是低压蒸汽供应，其在冷凝时会提供热。在其他实施方式中，这种热源可以来源于低温空气分离厂中所用的空气压缩机的操作，其以绝热方式将氧化剂供应燃烧室，无需中间冷却，并利用用于向再循环CO2流提供热的传热流体流的闭合循环流提取压缩热。在一个实施方式中，按照本发明的发电方法可包括下述步骤将燃料、O2和CO2循环流体引入燃烧室中，CO2在至少约8MPa的压力和至少约200°C的温度引入；使燃料燃烧，以提供包含CO2的燃烧产物流，燃烧产物流具有至少约800°C的温度；经涡轮膨胀燃烧产物流，涡轮具有用于接收燃烧产物流的入口和用于释放包含CO2的涡轮排出流的出口，其中入口处的燃烧产物流相比出口处的涡轮排出流的压力比小于约12 ；通过使涡轮排出流经过热交换单元从涡轮排出流收回热，以提供冷却的涡轮排出流；从冷却的涡轮排出流去除除CO2之外存在于该涡轮排出流中的一种或多种次要组分，以提供净化的、冷却的涡轮排出流；利用第一压缩机将该净化的、冷却的涡轮排出流压缩至高于CO2临界压力的压力，以提供超临界CO2循环流体流；冷却该超临界CO2循环流体流至使其密度为至少约200 kg/m3的温度；使超临界、高密度CO2循环流体经过第二压缩机以使CO2循环流体增压至输入燃烧室所需的压力；使该超临界、高密度、高压CO2循环流体经过同一热交换单元，以使所收回的热用于增加CO2循环流体的温度；
将额外量的热供应至超临界、高密度、高压CO2循环流体，以使离开热交换单元用于再循环回燃烧室的CO2循环流体的温度与涡轮排出流的温度之间的差异小于约50°C ;和将已加热的超临界、高密度CO2循环流体再循环到燃烧室中。在特定实施方式中，所述系统和方法与现有电力系统和方法(例如，常规燃煤型发电设备、核反应堆以及利用传统锅炉系统的其他系统和方法)相结合可以是特别有用的。因此，在一些实施方式中，在上述膨胀步骤与收回步骤之间，本发明方法可包括使涡轮排出流经过第二热交换单元。该第二热交换单元能利用来自涡轮排出流的热，以加热一个或多个来自蒸汽动力系统的流(例如，传统锅炉系统，包括燃煤型发电设备和核反应堆)。然后可使如此加热的蒸汽流经过一个或多个涡轮来发电。离开涡轮的流可通过返回循环经过传统动力系统(例如，锅炉)的部件而进行处理。在另外的实施方式中，本发明方法的特征可在于一个或多个下述步骤使涡轮排出流冷却至低于其水露点的温度；靠环境温度冷却介质进一步冷却涡轮排出流；使水连同所述一种或多种次要组分冷凝，形成包含H2S04、HNO3> HCl和萊中一种或多种的溶液；使冷却的涡轮排出流增压至小于约15MPa的压力；在经过热交换单元之前，从超临界、高密度、高压CO2循环流体流收回产物CO2流；利用部分燃烧产物的流作为燃料；在CO2循环流体存在下用O2燃烧含碳燃料，所提供的含碳燃料、O2和CO2循环流体的比例使得含碳燃料仅部分氧化，而产生部分氧化的燃烧产物流，其包含不燃性组分、CO2以及H2、CO、CH4, H2S和NH3中的一种或多种；以下述比例提供含碳燃料、O2和CO2循环流体，该比例使得部分氧化的燃烧产物流的温度足够低，以致该流中的全部不燃性组分是固体颗粒的形式；使该部分氧化的燃烧产物流经过一个或多个过滤器；利用该过滤器，以将残留量的不燃性组分减少至小于约2mg/m3部分氧化的燃烧产物；利用煤、褐煤或石油焦炭作为燃料；提供为含CO2的浆液的颗粒燃料；在另外的实施方式中，关于发电方法，本发明可被描述为包括下述步骤
将含碳燃料、O2和CO2循环流体引入蒸发冷却燃烧室中，CO2在至少约8MPa的压力和至少约200°C的温度的下被引入；使燃料燃烧，以提供包含CO2的燃烧产物流，燃烧产物流具有至少约800°C的温度；经涡轮膨胀燃烧产物流以发电，涡轮具有用于接收燃烧产物流的入口和用于释放包含CO2的涡轮排出流的出口，其中入口处的燃烧产物流相比出口处的涡轮排出流的压力比小于约12 ；使涡轮排出流经过一系列的至少两个热交换器，该系列从涡轮排出流收回热并提供CO2循环流体流；从CO2循环流体流去除除CO2之外存在于该循环流体流中的一种或多种次要组 分；使CO2循环流体流经过一系列的至少两个压缩机，这将CO2循环流体的压力增加至至少约8MPa并将循环流体中的CO2从气态转化为超临界流体态；和使该超临界CO2循环流体经过相同的一系列的至少两个热交换器，这利用收回的热将CO2循环流体的温度增加至至少约200°C (或者，任选地，增加至小于涡轮排出流温度不超过约50°C的温度)。这具体可包括引入来自外部热源(即，并非直接来源于使涡轮排出流经过热交换器的热源)的额外的热。在另外的实施方式中，本发明特征可在于提供一种从含碳燃料的燃烧发电而没有CO2的大气释放的高效方法。具体地，该方法包括下述步骤将含碳燃料、O2和再循环CO2循环流体以限定的化学计量比引入蒸发冷却燃烧室，CO2在至少约8MPa的压力和至少约200°C的温度被引入；使燃料燃烧，以提供包含CO2的燃烧产物流，燃烧产物流具有至少约800°C的温度；经涡轮膨胀燃烧产物流以发电，涡轮具有用于接收燃烧产物流的入口和用于释放包含CO2的涡轮排出流的出口，其中入口处的燃烧产物流相比出口处的涡轮排出流的压力比小于约12 ；使涡轮排出流经过一系列的至少两个热交换器，该系列从涡轮排出流收回热并提供CO2循环流体流；使CO2循环流体流经过一系列的至少两个压缩机，这将CO2循环流体的压力增加至至少约8MPa并将循环流体中的CO2从气态转化为超临界流体态；使该CO2循环流体流经过分离单元，其中将化学计量所需量的CO2再循环和引导至燃烧室，并回收任何过量的CO2,而没有大气释放；和使再循环的CO2循环流体经过相同的一系列的至少两个热交换器，这利用所收回的热以将CO2循环流体的温度增加至至少约200°C，然后引入燃烧室(或者，任选地，增加至小于涡轮排出流的温度不超过约50°C的温度)；其中，燃烧的效率大于50%，所述效率计算为所产生的净电力与燃烧发电的含碳燃料的总低热值热能之比。在另一方面，本发明可被描述为提供发电系统。具体地，根据本发明的发电系统可包括蒸发冷却燃烧室、发电涡轮、至少一个热交换器和至少一个压缩机。
在具体实施方式
中，蒸发冷却燃烧室可具有至少一个用于接收含碳燃料、O2和CO2循环流体流的入口。燃烧室可具有至少一个燃烧阶段，其在CO2循环流体存在下燃烧燃料并在限定的压力(例如，至少约8MPa)和温度(例如，至少约800°C )下提供含CO2的燃烧产物流。发电涡轮可以与燃烧室流体连通，并且可具有用于接收燃烧产物流的入口和用于释放含CO2的涡轮排出流的出口。涡轮可适于控制压降，使得入口处的燃烧产物流相比出口处的涡轮排出流的压力比小于约12。所述至少一个热交换器可与涡轮流体连通用于接收涡轮排出流。热交换器(或多个)可将来自涡轮排出流的热转移至CO2循环流体流。所述至少一个压缩机可与至少一个热交换器流通连通。所述压缩机(或多个)可适于使CO2循环流体流增压至期望的压力。除上述外，根据本发明的发电系统还可包括一个或多个置于至少一个热交换器与 至少一个压缩机之间的分离设备。此类分离设备(或多个)可用于去除除CO2之外存在于CO2循环流体中的一种或多种次要组分。仍进一步，发电系统可包括02分离单元，其包括一个或多个产生热的部件。因此，发电系统还可包括一个或多个传热部件，其将来自O2分离单元的热传递至燃烧室上游的CO2循环流体。任选地，发电系统可包括外部热源。这例如可以是低压蒸汽供应，其在冷凝时将提供热。发电系统因此可包括一个或多个传热部件，其将来自蒸汽的热传递至燃烧室上游的CO2循环流体。在另外的实施方式中，本发明的发电系统可包括下述中的一种或多种第一压缩机，其适于将CO2循环流体流压缩至高于CO2临界压力的压力；第二压缩机，其适于将CO2循环流体流压缩至输入燃烧室所需的压力；冷却设备，其适于将CO2循环流体流冷却至其密度大于约200kg/m3的温度；一个或多个传热部件，其将来自外部来源的热传递至燃烧室上游以及第二压缩机下游的CO2循环流体；第二压缩机，其位于蒸发冷却燃烧室上游并与其流体连通；一个或多个位于第二压缩机与蒸发冷却燃烧室之间的过滤器或分离设备；混合设备,用于形成颗粒燃料材料与流化介质的衆液；研磨设备，用于使固体燃料颗粒化。在其他实施方式中，本发明可提供可包括下述的发电系统一个或多个注射器，用于提供燃料、CO2循环流体和氧化剂；蒸发冷却燃烧室，其具有至少一个燃烧阶段，该燃烧阶段使燃料燃烧并在至少约800°c的温度和至少约4MPa的压力(优选至少约8MPa)提供排出流体流；发电涡轮，其具有入口和出口，且其中当流体流膨胀时产生电力，涡轮被设计成使流体流保持在期望的压力下，使得入口处比出口处的流体流的压力比小于约12 ;热交换器，用于冷却离开涡轮出口的流体流并用于加热CO2循环流体；和一个或多个设备，用于将离开热交换器的流体流分离成CO2和一个或多个其他用于回收或处理的组分。在另外的实施方式中，发电系统还可包括一个或多个用于将分离自流体流的至少一部分CO2递送到增压管道中的设备。在具体实施方式
中，根据本发明的系统可包括一个或多个如上所述利用传统发电系统(诸如燃煤型发电设备、核反应堆等)改进的部件。例如，电力系统可包括两个热交换单元(例如，主热交换单元和次热交换单元)。主热交换单元可以基本是如本文另外所述的单元，而次热交换单元可以是用于将热从涡轮排出流传递至一个或多个蒸汽流(例如，来自与传统发电系统相关的锅炉)以使该蒸汽流过热的单元。因此，根据本发明的发电系统可包括位于涡轮与主热交换单元之间并与它们流体连通的次热交换单元。发电系统同样包括经由至少一个蒸汽流与次热交换单元流体连通的锅炉。仍进一步，发电系统可包括至少一个其他发电涡轮，其具有用于接收来自次热交换单元的至少一个蒸汽流的入口。因此，所述系统还可被描述为包括主发电涡轮和次发电涡轮。主发电涡轮可以是与本发明燃烧室流体连通的涡轮。次发电涡轮可以是与蒸汽流、特别是过热蒸汽流流体连通的涡轮，该过热蒸汽流利用来自主发电涡轮排出流的热被过热。此种用来自传统发电系统的一个或多个组件改进的系统在本文中进行了描述，具体与

图12和实施例2相关。使用术语主发电涡轮和次发电涡轮不应被解释为限制本发明的范围，而且仅用于使描述清晰。在本发明的另一发明，通过来自冷却涡轮排出流的传热，外部流可在热交换器的高温端被加热，因此，高压再循环流将在较低温度离开热交换器并进入燃烧室。在这种情况，在燃烧室中燃烧的燃料的量可增加，使得涡轮入口温度被保持。所燃烧的额外燃料的热 值等于施加于热交换器上的额外热负荷。在一些实施方式中，本发明的特征可在于提供主要从CO2循环流体的循环而产生轴功率的加工厂。在另外的实施方式中，本发明提供可满足某些条件的方法。在具体实施方式
中，本发明的特征还在于一个或多个活动或用于实施这些活动的设备将CO2循环流体压缩至超过CO2临界压力的压力；考虑到混合CO2富集的超临界流体，直接在基本纯的O2中燃烧固态、液态或气态氢-碳燃料，以达到所需的动力涡轮入口温度-例如，大于约500°C (或如本文所述的其他温度);在涡轮中使由燃烧产物和再循环CO2富集流体形成的超临界流膨胀，产生轴功率，具体地，当流体被冷却至与利用环境压力冷却介质一致的温度时，膨胀至超过约2MPa且低于CO2液相出现时的压力(例如，约7. 3-7. 4MPa)；将涡轮排气引入热交换器中，其中涡轮排气被冷却，热被转移至再循环CO2富集超临界流体；靠环境温度冷却介质冷却离开热交换器的含CO2流，并使至少含较小浓度CO2的水液相与至少含较小浓度的水蒸气的气态CO2相分离；以允许期望的保留时间(例如，多达10秒)的方式进行水分离，其中气态CO2与液态水或弱酸相之间密切接触，使得涉及so2、so3、h2o、no、no2、o2和/或Hg的反应可发生，导致存在于流中的大于98%的硫转化为H2SO4,以及流中大于90%的氮氧化物转化为HNO3,且用于将流中大于80%的汞转化为可溶性汞化合物；通过冷却至接近CO2冰点的温度，分离不冷凝组分(诸如N2、Ar和O2)与气态CO2相，其中气体/液体相分离，在气相中主要留下N2、Ar和O2 ；在空气压缩机中将已净化的气态CO2流压缩至某一压力，在该压力下通过环境温度冷却介质进行的冷却将产生高密度CO2流体(例如，密度至少约200kg/m3，优选至少约300kg/m3,或更优选至少约400kg/m3)；
用环境冷却介质冷却压缩的CO2,以形成高密度CO2超临界流体(例如，密度至少约200kg/m3,优选至少约300kg/m3,或更优选至少约400kg/m3)；在压缩机中压缩高密度CO2流体至高于CO2临界压力的压力；将高压CO2流分离成两个分离的流一一个进入热交换器的冷端，而第二个流利用可用的外部加热源在低于约250°c的温度被加热；促进有效的传热(包括利用任选的外部热源)，使得进入热交换器热端的涡轮排出流的温度与离开同一热交换器的热端的再循环CO2循环流体的温度之间的差异小于约500C (或者如本文所述的其他温度阈值)；将CO2循环流体压缩至约8MPa至约50MPa的压力(或如本文所述的其他压力范围)；
使O2流与再循环CO2循环流体流的一部分和含碳燃料流混合，形成单流体流(或如果使用粉末化的固体燃料，则形成浆液)，其低于燃料的自燃温度，并且对其性质进行调节，以产生约1，200°C至3，500°C的绝热火焰温度(或如本文所述的其他温度范围)；混合至少部分再循环CO2循环流体与燃烧产物，形成在约500°C至1，600°C温度范围内的混合流体流(或如本文所述的其他温度范围)；产生涡流排出流，其具有约2MPa至约7. 3MPa的压力(或如本文所述的其他压力范围)；外部加热部分高压CO2循环流体流，利用来自低温O2厂的一个或多个空气压缩机(特别是在绝热模式)和/或CO2压缩机(特别是在绝热模式)操作的压缩热，热通过合适的传热流体(包括CO2流体本身)的循环而被传递；利用在燃烧室中燃烧的等价的额外燃料，在热交换器中加热一个或多个外部流体流，其中一个或多个外部流体流可包括蒸汽，其可以再热交换器中被过热；利用从外部来源提供的冷凝蒸汽供应的热，外部加热一部分再循环CO2循环流体流；在热交换器中冷却含CO2流(其离开该热交换器的冷端)，以提供用于加热外部提供的流体流的热；提供O2进料流，其中O2的摩尔浓度是至少约85%(或如本文所述的其他浓度范围)；操作燃烧室，使得O2在离开燃烧室(即，燃烧产物流)和进入涡轮的总气流中的浓度大于约O. l%mol ；实施发电过程，使得仅使用一个发电涡轮；实施发电过程，使得仅使用一个燃烧室将输入到该燃烧室中的含碳燃料基本完全燃烧；操作燃烧室，使得O2在进入燃烧室中的O2流中的量低于进入该燃烧室的燃料流的化学计量燃烧所述的量，因此使得在燃烧产物流产生H2和一氧化碳(CO)中的一种或两种；和利用两个或多个涡轮实施方法，每个涡轮具有限定的出口压力，其中H2和CO之一或二者存在于离开第一涡轮(以及随后的涡轮，如果适用，除了涡轮系列中最后一个涡轮)的排出流中，而且部分或全部的H2和CO通过在第二和随后的涡轮入口之前添加O2流来燃烧，以将第二或更多的涡轮中每一个的操作温度提高至较高值，使得在来自最后一个涡轮的出口流中存在过量的O2，这种过量大于约O. l%moL·在另外的实施方式中，本发明还提供下述步骤中的一个或多个；在热交换系统中靠冷却涡流排气流加热CO2循环流体，以使涡流排气流被冷却至其水露点之下；靠环境温度冷却介质冷却涡轮排气流，并冷凝水以及燃料和燃烧产生的杂质，所述杂质包括H2S04、HN03、HC1和其他杂质，诸如Hg以及形成为溶液中的离子化合物的其他金属；
在第一压缩机中，将净化的CO2循环流体压缩至高于其临界压力但低于IOMPa ；将循环流体冷却至使其密度大于600kg/m3的点；在压缩机中将高密度CO2循环流体压缩至克服系统中的压降并将循环CO2流体进料到燃烧室中所需的压力；除去产物CO2产物流，其基本包含燃料流中的碳燃烧所形成的所有CO2,该CO2流来自第一压缩机或第二压缩机的排放流；在高于冷却涡轮排气流的水露点的温度水平，将额外量的热供应至CO2循环流体，或直接到热交换器或者通过加热包含部分CO2循环流体的旁流，以使热交换器热端处的循环CO2流体与涡轮排气之间的温差小于50°C ；利用包含含碳燃料的燃料(其具有在蒸发冷却燃烧室用O2部分氧化的不燃性残留物)，产生包含H2、CO、CH4, H2S, NH3和不燃性残留物的流，燃烧室被进料部分循环CO2流体，以将部分氧化的燃烧产物冷却至500°C至900°C的温度，其中灰分作为固体颗粒存在，通过过滤系统其可从出口流体流中完全除去；提供冷却涡轮排气流与加热循环CO2流体流之间的温差，在该温差下旁流流量与单独加热的循环CO2流体流量再混合，且其在10°C与50°C之间；提供离开热交换器冷端的涡轮排气流的压力，使得当该流在水和杂质分离之前冷却时，无液态CO2形成；利用至少部分涡轮排气流来过热源自与传统锅炉系统和核反应堆相关的蒸汽动力系统的多个蒸汽流；在取自外部蒸汽源诸如发电设备的一个或多个压力水平下，向作为蒸汽的循环CO2流提供额外的低水平热；利用离开热交换器系统冷端的膨胀排气流为离开蒸汽发电系统的蒸汽冷凝器的至少部分冷凝物提供热；为来自开路循环气体涡轮的热排气的循环CO2流提供额外的低水平热；将部分氧化的煤衍生的气体加CO2作为燃料传递至第二燃烧室用于完全燃烧；操作单燃烧室，其中O2与燃料比使得部分燃料被氧化成包含C02、H2O和SO2的氧化产物，而剩余燃料被氧化成包含H2、CO和H2S的组分；操作两个涡轮，其超越总的所需压力比，其中O2被注入第一涡轮的排出流量中以燃烧还原组分，从而在中间压力流经第二涡轮膨胀之前将其再加热至更高的温度。更进一步的实施方式被本发明包括，如关于各个附图所述的和/或如在本文提供的本发明的进一步描述中所公开的。
附图简述 因此，已经概括描述了本发明，现在将参考附图，其不必按比例绘制，且其中图I是根据本公开的某些实施方式可以使用的蒸发冷却燃烧装置的示意图；图2可在本公开的某些实施方式中使用的燃烧室中的蒸发部件壁的示例性截面示意图；图3A和图3B示意图解了可在本公开的某些实施方式中使用的燃烧装置的蒸发部件组件的热配合过程；图4示意图解了可用于根据本公开的某些实施方式的燃烧产物污染物去除装置；图5是图解根据本公开的一个实施方式的动力循环的流程图；图6是图解按照本公开的一个实施方式CO2循环流体流动经过分离单元的流程图；图7是图解按照本公开的一个实施方式利用增压单元中的两个或多个压缩机或泵系列增压的流程图；图8是图解按照本公开的一个实施方式的热交换单元的流程图，其中串联采用三个单独的热交换器；图9是图解按照本公开的一个实施方式在还原模式(reducing mode)中利用串联操作的两个涡轮的涡轮单元的流程图；图10是图解按照本公开的一个实施方式利用两个燃烧室来发电的系统和方法的流程图；图11是图解按照本公开的一个实施方式来发电的系统和方法的具体实例的流程图；和图12是图解按照本公开的一个实施方式并结合传统燃煤型锅炉来发电的系统和方法的另一实例的流程图。
具体实施例方式现在通过参考各个实施方式将在下文中更详细地描述本发明。提供这些实施方式，使得本公开将是详尽和完全的，而且向本领域技术人员完全表达了本发明的范围。的确，本发明可以很多不同的方式来实施，而且不应被解释为局限于本文所述的实施方式；相反，提供这些实施方式，以使本公开将满足适用性法律要求。如在本说明书以及所附权利要求书中所用的，单数形式“一个(a、an、the)”包括复数指代，除非另外明确指示。本发明提供通过利用高效燃料燃烧室(诸如蒸发冷却燃烧室)和相关的循环流体(诸如CO2循环流体)来发电的系统和方法。在燃烧室中提供循环流体以及合适的燃料、任何必要的氧化剂和任何可用于高效燃烧的相关物质。在具体实施方式
中，该方法可利用在非常高温度(例如，约1，600°C至约3，300°C的范围内，或者如本文公开的其他温度范围)下操作的燃烧室来实施，而且循环流体的存在可起着适度调整(moderate)离开燃烧室的流体流的温度的作用，以使该流体流可在能量转移中使用从而发电。具体地，燃烧产物流可经过至少一个涡轮膨胀而发电。膨胀的气流可被冷却以从该流中除去各种组分，诸如水，而从该膨胀气流收回的热可用于加热CO2循环流体。然后，净化的循环流体流可被增压并加热用于经燃烧室再循环。如果期望，来自燃烧产物流的部分CO2 (即，源自通过含碳燃料在氧存在下燃烧而形成的CO2)可被除去以隔离或其他处理，诸如转移至CO2管道。该系统和方法可利用特定工艺参数和组分以最大化该系统和方法的效率，特别是同时避免向大气中释放co2。如本文具体描述的，循环流体通过使用CO2作为循环流体来示例。尽管利用CO2循环流体是根据本发明的优势实施方式，但是该公开不应被解释为必然限定可被用在本发明中的循环流体的范围，除非另外说明。在某些实施方式中，根据本发明的发电系统可利用主要为CO2的循环流体。在其他方面，即刻将输入燃烧室中的循环流体的化学性质使得该循环流体主要包括co2。在这种意义上，词语“主要地”可指该流体包括至少约90%摩尔浓度、至少约91%摩尔浓度、至少约92%摩尔浓度、至少约93%摩尔浓度、至少约94%摩尔浓度、至少约95%摩尔浓度、至少约96%摩尔浓度、至少约97%摩尔浓度、至少约98%摩尔浓度或至少约99%摩尔浓度的C02。即刻将输入燃烧室中的循环流体优选基本仅包含C02。在这种意义上，词组“基本仅”可指至少约99. 1%摩尔浓度、至少约99. 25%摩尔浓度、至少约99. 5%摩尔浓度、至少约99. 75%摩尔浓 度、至少约99. 8%摩尔浓度或至少约99. 9%摩尔浓度的CO2。在燃烧室中，CO2可与一种或多种其他组分混合，该组分可源自燃料、任何氧化剂和来自燃料燃烧的任何衍生物。因此，离开燃烧室的循环流体，其在本文中可被描述为燃烧产物，可含CO2连同较少量的其他物质，诸如H2O' 02、N2、Ar、SO2, SO3> NO、N02、HCl.Hg,以及可源自燃烧过程(例如，颗粒，诸如灰分或液化灰分)的痕量的其他组分，包括其他可燃物。如在下面更详细描述的，可控制燃烧过程，使得流体流的性质可以是还原的或氧化的，其可提供具体所述的益处。本发明的系统和方法可引入一个或多个用于燃烧合适燃料的燃烧室，如本文所述。优选地，根据本发明使用的至少一个燃烧室是能够在相对高的温度提供燃料的基本完全燃烧的高效燃烧室。高温燃烧对提供燃料的基本完全燃烧并因此最大化效率特别有用。在各种实施方式中，高温燃烧可指在至少约1，20(TC、至少约1，300°C、至少约1，40(TC、至少约1，500°C、至少约1，600°C、至少约1，750°C、至少约2，000°C、至少约2，500°C或至少约3，000°C的温度的燃烧。在另外的实施方式中，高温燃烧可指在约1，200°C至约5，000°C、约I, 500°C至约 4，000。。、约 I, 600°C至约 3，500。。、约 I, 700°C至约 3，200。。、约 I, 800°C至约3，100°C、约1，900°C至约3，000°C或约2，000°C至约3，000°C的温度的燃烧。在某些实施方式中，根据本发明的高温燃烧可利用蒸发冷却燃烧室进行。可用于本发明的蒸发冷却燃烧室的一个实例描述在2010年2月26日提交的美国专利申请号12/714，074中，其公开内容通过参考以其整体并入本文。在一些实施方式中，根据本发明有用的蒸发冷却燃烧室可包括一个或多个热交换区、一个或多个冷却流体和一个或多个蒸发流体(transpiration fluids)。根据本发明，应用蒸发冷却燃烧室相比关于燃烧燃料以发电的已知技术特别有优势。例如，利用蒸发冷却可用于在燃烧室中防止腐蚀、积垢和侵蚀。这还使得燃烧室在足够高的温度范围内工作，以提供所用燃料的完全或至少基本完全的燃烧。这些和其他优势在本文进一步描述。在一个具体方面，根据本发明有用的蒸发冷却燃烧室可包括至少部分由蒸发部件界定的燃烧室，其中所述蒸发部件至少部分被压力安全壳(pressure containmentmember)包围。燃烧室可具有入口部分和相对的出口部分。燃烧室的入口部分可被配置成接收在燃烧温度在该燃烧室内燃烧以形成燃烧产物的含碳燃料。燃烧室可进一步被配置成将燃烧产物引向出口部分。蒸发部件可被配置成将在其中经过的蒸发物质引向燃烧室，以实现燃烧产物与蒸发部件之间的缓冲相互作用。另外，蒸发物质可被引入燃烧室，以达到期望的燃烧产物出口温度。在特定实施方式中，蒸发物质可至少部分包括循环流体。燃烧室的壁可排有一层多孔材料，蒸发物质诸如CO2和/或H2O被引导经过该层多孔材料并流动。在仍进一步的方面，内蒸发部件2332可从蒸发部件230的入口部分222A延伸至出口部分222B。在一些情况中，穿孔/多孔结构的内蒸发部件2332可从入口部分222A基本完全延伸至(轴向)出口部分222B，使得蒸发流体210基本被引入燃烧室222的全部长度。即，基本全部的内蒸发部件2332可用穿孔/多孔结构配置，使得基本全长的燃烧室222被蒸发冷却。更具体而言，在一些方面中，累积的穿孔/多孔区可基本等于内蒸发部件2332的表面积。仍在其他方面，穿孔/孔可以适当的密度间隔开，以便实现来自内蒸发部件2332的蒸发物质基本均匀分布到燃烧室222中(即，无“死角”，在该死角中缺乏蒸发物质210的流动或其不存在)。在一个实例中，一平方英尺的内蒸发部件2332可包括级数为每平方英寸250 X 250的穿孔/孔阵列，从而提供约62，500个孔/in2，这些穿孔/孔间隔约O. 004英 寸(约O. 1mm)。孔面积与总壁面积之比(％孔隙率)例如可以是约50%。孔阵列可在大范围内变化，以适应其他系统设计参数，诸如经过该蒸发部件的期望压降对流速。在一些实例中，可利用每英寸约IOX 10至约10，000X 10, 000的阵列大小，且孔隙率为约10%至约80%。蒸发物质经过该多孔蒸发层以及任选经过其他设置(provisions)的流动可被配置，使得达到来自燃烧室的期望的总出口流体温度。在一些实施方式中，如本文进一步所述的，此类温度可在约500°C至约2，OOO0C的范围内。这种流动还可用于将蒸发部件冷却至低于形成蒸发部件的材料的最大允许操作温度的温度。蒸发物质还可用于防止任何液体或固体灰分物质或者燃料中可能会腐蚀、积垢或另外损害壁的其他污染物的影响。在此种情况中，可能期望利用具有合理导热系数的蒸发部件用材料，以便附带的辐射热可经过多孔蒸发部件向外径向传导，然后被来自多孔层结构表面的对流传热截获至经过蒸发层径向向内经过的流体。这种配置可使引导经过蒸发部件的随后部分流被加热至期望范围内的温度，诸如约500°C至约1，000°C，同时将多孔蒸发部件的温度基本维持在为此所用材料的设计范围内。用于多孔蒸发部件的合适的材料可包括，例如，多孔陶瓷、耐火金属纤、钻孔圆柱型材(hole-drilled cylindrical sections)和/或烧结金属层或烧结金属粉末。蒸发部件的第二功能可以是确保蒸发流体的基本均匀的径向向内流动，以及纵向沿着燃烧室，以在蒸发流体流与燃烧产物之间实现优良的混合，同时促进沿着燃烧室长度的均匀轴向流动。蒸发部件的第三种功能可以是实现稀释流体的径向向内的速度，以便提供缓冲液，以便阻止灰分的固体和/或液体颗粒或燃烧产物内的其他污染物影响蒸发层的表面并引起堵塞或其他损害，或其他方面。这种因素可能是很重要的，例如，当燃烧燃料诸如煤具有残留的惰性不燃性残留物时。围绕蒸发部件的燃烧室压力容器的内壁还可被绝缘，以隔离燃烧室内的高温蒸发流体流。根据本发明能够应用的燃烧室装置的一个实例在图I中示意性图解，燃烧装置通常由数字220表示。在该实例中，燃烧装置220可被配置成燃烧颗粒固体诸如煤以形成燃烧产物，尽管如本文公开的任意其他合适的易燃含碳物质也可被用作燃料。燃烧室222可由蒸发部件230界定，其被配置成将其中经过的蒸发流体引向燃烧室222(即，以促进蒸发冷却和/或缓冲燃烧产物与蒸发部件230之间的相互作用)中。本领域技术人员应理解，蒸发部件230可以是基本圆柱形的，以便界定基本圆柱形的燃烧室222，其具有入口部分222k和相对的出口部分222B。蒸发部件230可至少部分被压力安全壳部件2338环绕。燃烧室222的入口部分222A可被配置为从通常以数字250表示的混合设备接收燃料混合物。在其他实施方式中，这样的混合设备可以是不存在的，而且输入燃烧室中的一种或多种物质可经由独立入口分别添加。根据具体实施方式
，燃料混合物可在特定燃烧温度在燃烧室222中燃烧，以形成燃烧产物，其中燃烧室222进一步被配置成朝向出口部分222B引导燃烧产物。排热设备2350 (例如，见图2)可与压力安全壳部件2338相连，并被配置成控制其温度。在具体情况中，排热设备2350可包括至少部分由与压力安全壳部件2338相对的壁2336界定的传热夹套，其中液体可在其间界定的水循环夹套2337中被循环。在一个实施方式中，被循环的液体可以是水。在一个具体方面，多孔内蒸发部件2332因此被配置成将蒸发流体弓I入燃烧室222中，以使蒸发物质210以相对于内蒸发部件2332内表面基本为直角(90° )进入燃烧室222。相对于内蒸发部件2332基本以直角引入蒸发物质210可促进或另外增强远离内蒸发部件2332的内表面引导渣液或固体小滴或其他污染物或热燃烧立体漩涡的效果，以及其 他优势。缺乏渣液或固体小滴之间的接触可阻止所述小滴聚结成大滴或块，现有技术中已知这在小滴或颗粒与实体壁接触时发生。相对于内蒸发部件2332基本以直角引入蒸发物质210可促进或另外增强阻止具有足够速度的燃烧产物漩涡垂直于且邻近内蒸发部件形成(这可影响并损害内蒸发部件)的作用。在这些情况中，外蒸发部件2331、压力安全壳部件2338、传热夹套2336和/或绝热层2339可被单独或组合配置，以针对蒸发物质/流体210输送并经过内蒸发部件2332以及进入燃烧室222提供“歧管”作用(即，提供基本均匀分布的供应)。即，可实现蒸发物质210基本均匀地供应(就流速、压力或任意其他合适且适当的量度)到燃烧室222中，通过配置外蒸发部件2331、压力安全壳部件2338、传热夹套2336和/或绝热层2339，以使蒸发物质210均匀供应至内蒸发部件2332，或者蒸发物质210围绕内蒸发部件2332的外表面供应，可具体定制和配置，使得在燃烧室222内实现基本均匀的蒸发物质210分布。这种基本均匀的分布可阻止热燃烧流体漩涡形成，其另外由不均匀蒸发流与燃烧流体流的相互作用形成，而且所述漩涡可影响并损害内蒸发部件。混合设备250 (当存在时)可被配置成混合碳质燃料254以及富集氧242和循环流体236，以形成燃料混合物200。碳质燃料254可以固体碳质燃料、液体碳质燃料和/或气体碳质燃料的形式提供。富集氧242可以是摩尔浓度大于85%的氧。富集氧242例如可通过本领域已知的任何空气分离系统/技术来供应，诸如，例如，可实施低温空气分离法或高温离子输送膜氧分离法(自空气)。循环流体236可以是如本文所述的二氧化碳。在碳质燃料254是颗粒固体的情况中，诸如粉末状煤254A，混合设备250可被进一步配置成混合颗粒固体碳质燃料254A与流化物质255。根据一个方面，颗粒固体碳质燃料254A可具有约50微米与约200微米之间的平均粒度。根据又一个方面，流化物质255可包含水和/或液体CO2,其密度在约450kg/m3至约1100kg/m3之间。更具体而言，流化物质255可结合颗粒固体碳质燃料254A形成浆液250A，其具有例如约25wt%至约55wt%的颗粒固体碳质燃料254A。尽管氧242在图I中显示为引入燃烧室222之前与燃料254和循环流体236混合，但本领域技术人员将理解，在一些情况中，氧242可在必要时或根据需要单独引入燃烧室222中。混合设备250，在一些方面，例如可包括围绕与圆柱形燃烧室222的入口部分222A相连的蒸发部件230的侧壁223排列的、间隔开的注射喷嘴阵列(未显示)。以这种方式将燃料/燃料混合物注射到燃烧室222中可提供例如较大的注射燃料混合物入口流的表面积，其进而又可以通过辐射促进向注射燃料混合物入口流的迅速传热。注射燃料混合物的温度因此可被迅速增加至燃料的着火温度并因此可导致紧凑燃烧(compact combustion)。燃料混合物的注射速度例如可在约lOm/sec至约40m/sec之间的范围内，尽管这些值可能取决于很多因素，诸如具体注射喷嘴的构造。这样的注射布置可采用很多不同的形式。例如，该注射布置可包括例如直径在约O. 5mm至约3mm之间范围内的孔阵列，其中所注射的燃料将以约10m/s至约40m/s之间的速度被注射经过其中。如在图2中更详细所示，燃烧室222可由蒸发部件230界定，该蒸发部件可至少部分被压力安全壳部件2338环绕。在一些情况中，压力安全壳部件2338可进一步至少部分被传热夹套2336环绕，其中传热夹套2336可结合压力安全壳部件2338，从而界定一个或多 个位于其间的通道2337，低压水流可经过该通道循环。通过蒸发机制，循环水因此可被用于控制和/或维持压力安全壳部件2338的选定温度在例如约100°C至约250°C的范围内。在一些方面，绝热层2339可布置在蒸发部件230与压力安全壳部件2338之间。在一些情况中，蒸发部件230可包括例如外蒸发部件2331和内蒸发部件2332，从压力安全壳部件2338看，内蒸发部件2332布置在外蒸发部件2331的对面并界定燃烧室222。外蒸发部件2331可由任何合适的耐高温材料组成，诸如例如，钢和钢合金，包括不锈钢和镍合金。在一些情况中，外蒸发部件2331可被配置成界定第一蒸发流体供应通道2333A，其从邻近绝缘层2339的其表面延伸至其邻近内蒸发部件2332的表面。第一蒸发流体供应通道2333A在一些情况中可对应由压力安全壳部件2338、传热夹套2336和/或绝热层2339界定的第二蒸发流体供应通道2333B。第一和第二蒸发流体供应通道2333A、2333B因此可配置成联合将其中经过的蒸发流体引导至内蒸发部件2332。在一些情况中，例如如图I所示，蒸发流体210可包括循环流体236，并且可以从与其相连的相同来源获得。第一和第二蒸发流体供应通道2333A、2333B必要时可以是绝缘的，用于以足够的供应且在足够的压力下递送蒸发流体210(即，CO2)，以使蒸发流体210被引导经过经内蒸发部件2332并进入燃烧室222。如本文所公开的，涉及蒸发部件230和相关的蒸发流体210的此类措施可允许燃烧装置220在本文另外公开的相对高的压力下和相对高的温度操作。在这点上，内蒸发部件2332可由例如下述组成多孔陶瓷材料、穿孔材料、层压材料、由在两维随机定向且在第三维有序的纤维组成的多孔垫，或者展示如在本文公开的所需特性(即，用于接收并引导蒸发流体经过内蒸发部件2332的多流动通道或孔或其他合适的开口 2335)的任何其他合适的材料或其组合。多孔陶瓷和适合此类蒸发-冷却系统的其他材料的非限定性实例包括氧化铝、氧化锆、相变增韧锆锆(transformation-toughened zirconium)、铜、钥、鹤、鹤渗铜(copper-infiltratedtungsten)、涂鹤钥(tungsten-coated molybdenum)、涂鹤铜(tungsten-coated copper)、各种高温镍合金和覆盖或涂覆铼的材料。合适的材料来源包括例如CoorsTek，Inc.(Golden, CO)(错)；UItraMet Advanced Materials Solutions (Pacoima, CA)(耐火金属涂层)；Orsam Sylvania (Danvers, MA)(鹤 / 铜)；和 MarkeTech International, Inc. (PortTownsend, WA)(钨)。适合此类蒸发-冷却系统的穿孔材料的实例包括所有上述材料和供应商(其中穿孔的末端结构可通过例如利用制造领域已知的方法穿孔最初无孔的材料而获得)。合适的层压材料的实例包括所有上述材料和供应商(其中层压末端结构可通过例如利用制造领域已知的方法以获得所需的末端孔隙率这样的方式层压无孔或部分多孔结构而获得)。图3A和3B图解了在燃烧装置220的一个方面，界定燃烧室222的结构可通过蒸发部件230与周围的结构诸如压力安全壳部件2338或布置在蒸发部件230与压力安全壳部件2338之间的绝热层2339之间的“热”干涉配合形成。例如，当相对“冷”时，蒸发部件230相对于周围的压力安全壳部件2338可在径向和/或轴向制成较小尺寸。同样，当插入压力安全壳部件2338中时，在它们之间可存在径向和/或轴向间隙(见，例如图3A)。当然，这种尺寸差异可便于蒸发部件230插入压力安全壳部件2338中。然而，当向着例如操作温度加热时，蒸发部件230可被配置成径向和/或轴向膨胀，以减小或消除所述的间隙(见， 例如图3B)。为这样做，在蒸发部件230与压力安全壳部件2338之间可形成干涉轴向和/或径向配合。在涉及具有外蒸发部件2331和内蒸发部件2332的蒸发部件230情况中，这样的干涉配合可使内蒸发部件2332处于压缩下。同样，合适的耐高温脆性材料诸如多孔陶瓷可用于形成内蒸发部件2332。在内蒸发部件2332如此配置的情况下，蒸发物质210可包括例如引导经过内蒸发部件2332的二氧化碳(即，来自与循环流体236相同的来源)，使得蒸发物质210紧邻燃烧室222内的内蒸发部件2332形成缓冲层231 (即，“蒸汽壁”)，其中缓冲层231可被配置成缓冲内蒸发部件2332与液化不燃性元素和与燃烧产物相关的热之间的相互作用。S卩，在一些情况中，蒸发流体210可输送经过内蒸发部件2332，例如至少在燃烧室222内的压力下，其中蒸发流体210 ( S卩，CO2流)进入燃烧室222的流速对蒸发流体210而言足以与燃烧产物混合并使其冷却，从而在相对于随后的下游过程的入口要求(即，涡轮可能需要例如约1，2250C的入口温度)而言足够的温度形成出口流体混合物、但是其中出口流体混合物保持足够高以维持燃料中的渣滴或其他污染物处于流体或液态。燃料的不燃性元素的液态可便于例如从燃烧产物中分离这些液态形式、优选自由流动低粘度形式的污染物，其阻塞或另外损害实施此分离的任何排出系统的可能性较小。实践中，这类要求可取决于各种因素，诸如所用的固体碳质燃料的类型(即，煤)以及在燃烧过程中形成的渣的具体特征。即，燃烧室222内的燃烧温度可使得碳质燃料中的任何不燃性元素在该燃烧产物内被液化。在具体方面，多孔内蒸发部件2332因此被配置成以径向向内的方式引导蒸发流体并进入燃烧室222中，以便围绕界定燃烧室222的内蒸发部件2332的表面形成流体屏障壁或缓冲层231 (见，例如图2)。内蒸发部件2332的表面也被燃烧产物加热。同样，多孔内蒸发部件2332可被配置成具有合适的导热系数，以使经过内蒸发部件2332的蒸发流体210被加热，同时该多孔内蒸发部件2332同时被冷却，导致在最高燃烧温度区中界定燃烧室222的内蒸发部件2332表面的温度为例如约1，000°C。由蒸发流体210协同内蒸发部件2332形成的流体屏障壁或缓冲层231因此缓冲内蒸发部件2332与高温燃烧产物和渣或其他污染物颗粒之间的相互作用，而且同样地，缓冲内蒸发部件2332可避免接触、结垢或其他损害。此外，蒸发流体210可经由内蒸发部件2332以下述的方式引入燃烧室222中，该方式使得将蒸发流体210和燃烧室222的出口部分222B周围的燃烧产物的出口混合物调整处于所述的温度(例如，约500°C至约2，OOO0C )。在具体实施方式
中，燃烧装置220因此可被配置为高效、蒸发-冷却燃烧装置，其能够在如本文所述的相对高的操作温度提供燃料254的相对完全燃烧。此种燃烧装置220在一些情况中可实施一种或多种冷却流体和/或一种或多种蒸发流体210。与燃烧装置220相关，还可实施其他组分。例如，空气分离单元可设置用于分离N2和O2，而燃料注射器装置可设置用于接收来自空气分离单元的O2并将O2与CO2循环流体和燃料流结合，所述燃料流包括气体、液体、超临界流体或在高密度CO2流体中浆化的固体颗粒燃料。在另一方面，蒸发-冷却的燃烧装置220可包括燃料注射器，其用将增压流体流注入燃烧装置220的燃烧室222中，其中燃料流可包括已处理的碳质燃料254、流化介质255 (其可包括循环流体236，如本文所讨论的)和氧242。氧(富集)242和CO2循环流体236结合作为均匀的超临界混合物。所存在的氧的量可足以使燃料燃烧并产生具有所需组成的燃烧产物。燃烧装置220还可包括燃烧室222，其被配置为高压高温燃烧体积，用于接收经界定燃烧室222的多孔蒸发部件230的壁进入该燃烧体积的蒸汽流以及蒸发流体210。 蒸发流体210的进料速度可用于控制燃烧装置出口部分/涡轮入口部分温度达到期望值和/或用于将蒸发部件230冷却至与形成蒸发部件230的材料相容的温度。引导经过蒸发部件230的蒸发流体210在界定燃烧室222的蒸发部件230表面处提供流体/缓冲层，其中所述流体/缓冲层可阻止由某些燃料燃烧产生的灰分或液态渣的颗粒与蒸发部件230的暴露壁相互作用。燃烧室222还可进一步配置，使得燃料流(和循环流体236)可在大于发生燃烧的压力的压力下被注射或另外引入燃烧室222中。燃烧装置220可包括至少部分围绕界定燃烧室230的蒸发部件230的压力安全壳部件2338，其中绝缘部件2339可布置在压力安全壳部件2338于蒸发部件230之间。在一些情况中，界定水循环夹套2337的排热设备2350诸如带夹套的水冷却系统可与压力安全壳部件2338(即，在压力安全壳部件2338的外部，形成燃烧装置220的“壳”)啮合。与燃烧装置220的蒸发部件230相连实施的蒸发流体210可以是例如混合有少量H2O和/或惰性气体诸如N2或氩的C02。蒸发部件230可包括例如多孔金属、陶瓷、复合材料基体、分层歧管、任何其他合适的结构或其组合。在一些方面，燃烧室222内的燃烧能产生高压、高温燃烧产物流，其随后可被导向至发电装置，诸如涡轮，在那里进行膨胀，如本文更充分所述的。通过实施如本文公开的燃烧装置所执行的相对高的压力，可起着将由此产生的能量以最小的体积浓缩至相对高强度的作用，这本质上导致相对高的能量密度。该相对高的能量密度使该能量的下游处理相比在较低压力下的处理以更有效的方式进行，并因此提供了技术用可行性因素。本公开的方面因此可提供数量级大于现有发电厂的能量密度(即，10-100倍)。较高的能量密度增加工艺效率，而且通过减小设备的尺寸和质量因此减少设备的成本，可降低实施从热能向电的能量转换所需的设备成本。如本文另外讨论的，本发明方法和系统中所用的燃烧装置可用于多种不同含碳燃料源的燃烧。在具体实施方式
中，含碳燃料可被基本完全燃烧，使得在燃烧产物流中不含液体或固体不燃性物质。然而，在一些实施方式中，能在本发明中使用的固体含碳燃料(例如，煤)可导致存在不燃性物质。在具体实施方式
中，燃烧装置可包括能够实现下述燃烧温度，该燃烧温度使得固体含碳燃料中的不燃性元素在燃烧过程中被液化。在这些情况中，可应用用于去除该液化不燃性元素的设置。去除可利用例如旋风分离器、冲击式分离器或以环形构造设置的分级耐火粒料过滤器床或其组合来完成。在特定实施方式中，通过系列旋风分离器，诸如例如如图4所示的分离装置2340，液滴可从高温循环流体流中除去。一般而言，通过本公开实施的这种旋风分离器的方面可包括多个串联排列的离心分离设备100，包括入口离心分离设备100A，其被配置成接收燃烧产物/出口流体流以及与其相关的液化不燃性元素，以及出口离心分离设备100B，其被配置成排出燃烧产物/出口流体流，液化不燃性元素基本从中被去除。每个离心分离设备100包括多个围绕中心收集管2平行地可操作排列的离心分离元件或旋风分离器1，其中每个离心分离元件或旋风分离器I被配置成从燃烧产物/出口流体流去除至少一部分液化不燃性元素，并将已去除的液化不燃性元素部分引导至集污槽20。此种分离装置2340可被配置成在升高的压力下操作，而且同样，还包括被配置成容纳离心分离设备和集污槽的承压外壳125。根据这些方面，承压外壳125可以是环绕燃烧装置220的压力安全壳部件2338的延伸，或者承压外壳125可以是能够啮合 与燃烧装置220相连的压力安全壳部件2338的单独部件。在任一种情况中，由于分离装置2340经由出口流体流所经历的升高的温度，承压外壳125还可包括热分散系统，诸如其中具有循环液体的传热夹套(未显示)，其与承压外壳可操作啮合，用于从中除去热。在一些方面，热回收设备(未显示)可以与传热夹套可操作地啮合，其中热回收设备可被配置成接收在传热夹套中循环的液体以及从该液体中回收热能。在特定实施方式中，示于图4中的(渣去除)分离装置2340可被配置成在燃烧装置的出口部分222B周围与燃烧装置220连续布置，用于从中接收出口流体流/燃烧产物。来自燃烧装置220的蒸发冷却的出口流体流，其中含有液态渣(不燃性元素)小滴，可经由圆锥形减径管10被引导进入入口离心分离设备100A的中心收集设置2A。在一个方面，分离装置2340可包括三个离心分离设备100A、100B、100C (尽管本领域技术人员将理解，此类分离装置必要时或根据需求可包括一个、两个、三个或更多个离心分离设备)。在这种情况中，三个串联可操作排列的离心分离设备100A、100B、100C提供了 3阶段旋流分离单元。每个离心分离设备包括例如多个围绕相应的中心收集管2的圆周布置的离心分离元件(旋风分离器I)。入口离心分离设备100A的中心收集设置2A和中心收集管2以及中间离心分离设备100C各自在其出口端被密封。在这些情况中，出口流体流被引向对应于各离心分离设备100的每个离心分离元件(旋风分离器I)的分支通道11。该分支通道11被配置成与各旋风分离器I的入口端啮合，以因此形成切向入口(这例如可使进入旋风分离器I的出口流体流以螺旋流与旋风分离器I的壁相互作用)。来自每个旋风分离器I的出口通道3然后按指定路线进入各离心分离设备100的中心收集管2的入口部分中。在出口离心分离设备100B处，出口流体流(不燃性元素基本从中分离)从出口离心分离设备100B的中心收集管导出并经过收集管12和出口喷嘴5，使得“干净的”出口流体流然后可被引导至随后的工艺，诸如与相变装置相关的装置。示例性的三阶段旋流分离设置因此允许渣的去除达到在出口流体流中按质量计低于5ppm。在分离装置2340的每个阶段，所分离的液态渣从每个旋风分离器I经由向集污槽20延伸的出口管4导出。所分离的液态渣然后被引导进入从集污槽20和承压外壳125延伸的出口喷嘴或管14中，以从中去除和/或回收组分。在实施渣的去除时，液态渣可被引导经过水冷却部分6或另外经过具有高压、冷水管接头的部分，其中与水的相互作用使得该液态渣固化和/或成粒。然后固化渣和水的混合物可在容器(收集设置)7分离成渣/水流体混合物，该混合物特别是在减压后可经过合适的阀9被去除，同时任何残留气体可经由分离管线8被去除。在一些实施方式中，具有顺序操作的相关系统的一对容器可使系统连续操作。因为分离装置2340可协同相对高温的燃烧产物流(S卩，温度足以维持不燃性元素处于具有相对低粘度的液体形式)来操作，因此在一些情况中，可能期望，暴露于燃烧产物/出口流体流和与其相关的液化不燃性元素之一的分离装置2340的表面应当由被配置成具有耐高温、高耐腐蚀性和低导热系数中至少之一的材料构成。此类材料的实例可包括氧化锆和氧化铝，尽管这些实例并非意图以任何方式进行限定。同样，在某些方面，分离装置2340可被配置成从燃烧产物/出口流体流基本除去液化不燃性元素，并将不燃性元素保持在低粘度的液体形式，至少直到其从集污槽20中去除。当然，在其中使用非固体流体且燃烧产物流中不含不燃性材料的实施方式中，加入渣分离器可能是不必要的。
在一些实施方式中，分离装置2340可用于从产生不燃性固体残留物诸如煤的任何燃料的燃烧中分离颗粒状固体灰渣。例如，煤可被研磨成期望的尺寸(例如，该尺寸使得小于lwt%的颗粒为粉末状煤包括尺寸大于100 μ m的颗粒)并与液体CO2成浆。在具体实施方式
中，液体CO2可处于约_40°C至约-18°C的温度。该浆液可包含按重量计约40%至约60%的煤。然后该浆液可被增压值所需的燃烧压力。参考图I，再循环流236可针对进入燃烧室220中的方式进行分割。第一部分(流236a)可经混合设备250被输入燃烧室220中，而第二部分(流236b)通过经过蒸发冷却层230可被输入燃烧室220。如上所述，能够以下述O2与燃料比操作燃烧室220，该比值导致形成还原性气体混合物(例如，包含H2、CH4,CO、H2S和/或NH3)。经蒸发冷却层230进入燃烧室的部分流236可用于冷却燃烧气体和CO2循环流体的混合物至基本低于灰分固化温度的温度(例如，在约500°C至约900°C的范围内)。可使来自分离装置2340的总气流5经过过滤单元，其将残留固体灰颗粒水平降低至非常低的值(例如，低于经过滤器的气体的约2mg/m3)。该干净的气体然后再第二燃烧室中燃烧，在第二燃烧室其能被另外部分的再循环流体流236稀释。在这些实施方式中，必要 时，再循环流体流236可在这两个燃烧室之间分摊。任何含碳物质可用作根据本发明的燃料。具体而言，因为在本发明方法和系统中所用的燃氧燃烧装置所保持的高压和高温，因此有用的燃料包括但不限于各种等级和类型的下述物质煤、木、油、燃油、天然气、煤基燃料气、焦油砂的焦油、浙青、生物质、藻类、分级可燃固体废物再利用、浙青、二手轮胎、柴油、汽油、喷气燃料(JP-5、JP_4)、来源于氢-碳质材料的气化或热解的气体、乙醇、固体和液体生物燃料。这可被认为是与现有技术系统和方法重要的不同。例如，已知的用于燃烧固体燃料诸如煤的现有技术系统需要与燃烧非固体燃料诸如天然气的系统相比非常不同的设计。燃料可被适当地处理，以使得能在足够的速度和在高于燃烧室内的压力的压力下注入燃烧装置中。这类燃料可处于液体、浆体、凝胶或糊的形式，且在环境温度或升高的温度具有适当的流动性和粘度。例如，燃料可在约30 0C至约500 0C、约40 0C至约450 °C、约50 °C至约425 ° C或约75°C至约400 V的温度提供。任何固体燃料物质可被适当地研磨或切碎或另外处理以减小粒度。必要时可添加流化或浆化介质，以获得合适的形式以及满足高压泵送的流动要求。当然，流化介质可能不是必需的，这取决于燃料的形式(即，液体或气体)。同样，在一些实施方式中，被循环的循环流体可用作流化介质。根据本发明可用于燃烧室中的适合的蒸发流体可包括能够以足够的量和压力经过内衬流动而形成蒸汽壁的任何流体。在本实施方式中，CO2可以是理想的蒸发流体，因为所形成的蒸汽壁具有优良的绝热性能以及吸收可见光和紫外线的性质。CO2可被用作超临界流体。蒸发流体的其他实例包括H2o、从下游再循环的冷却燃烧产物气体、氧、氢、天然气、甲烷和其他轻质烃。在燃烧室启动过程中燃料可特别用作蒸发流体，以便在注入主要燃料源之前在燃烧室获得适当的操作温度和压力。在主燃料源之间切换的过程中燃料还可用作蒸发流体以调节燃烧室的操作温度和压力，诸如当使煤切换为生物质作为主燃料时。在一些实施方式中，可使用两种或多种蒸发流体。此外，沿着燃烧室的不同位置可使用不同的蒸发流体。例如，在高温热交换区可使用第一蒸发流体，而在低温热交换区可使用第二蒸发流体。可针对燃烧室的温度和压力条件使蒸发流体最优化，其中蒸发流体形成蒸汽壁。在目前的实例中，蒸发流体是预热的再循环co2。在一个方面，本发明提供发电方法。具体地，所述方法利用CO2循环流体，其优选通 过所述方法被再循环，如本文所述。本发明方法还利用高效燃烧室，诸如如上所述的蒸发冷却燃烧室。在某些实施方式中，通常可参考图5所示的流程图来描述所述方法。如在该图中可见，提供燃烧室220，而且其中设置了各种输入。含碳燃料254和O2 242(必要时)可连同循环流体236 (在本实施方式中为CO2) —起被引入燃烧室220中。由虚线表示的混合设备250表明，该组件任选存在。具体地，两种或所有三种物质(燃料、02和0)2循环流体)的任意组合在引入燃烧室220中之前可在混合设备250中组合。在各种实施方式中，可能期望进入燃烧室的物质展示出能够促进所期望的有效的发电法操作的特定物理特征。例如，在某些实施方式中，可能期望CO2循环流体中的CO2在限定的压力和/或温度被引入燃烧室中。具体地，被引入燃烧室中的CO2具有至少约SMPa的压力能够是有益的。在另外的实施方式中，被引入燃烧室中的CO2可处于至少约lOMPa、至少约12MPa、至少约14MPa、至少约15MPa、至少约16MPa、至少约18MPa、至少约20MPa、至少约22MPa、至少约24MPa或至少约25MPa的压力。在其他实施方式中，该压力可以是约8MPa 至约 50MPa、约 12MPa 至约 50MPa、约 15MPa 至约 50MPa、约 20MPa 至约 50MPa、约 22MPa至约 50MPa、约 22MPa 至约 45MPa、约 22MPa 至约 40MPa、约 25MPa 至约 40MPa 或约 25MPa 至约35MPa。此外，被引入燃烧室中的CO2具有至少约200°C的温度能够是有益的。在另外的实施方式中，被引入燃烧室中的CO2可处于至少约250°C、至少约300°C、至少约350°C、至少约400°C、至少约450°C、至少约500°C、至少约550°C、至少约600°C、至少约650°C、至少约700°C、至少约750°C、至少约800°C、至少约850°C或至少约900°C的温度。在一些实施方式中，可能期望被引入燃烧室中的燃料在特条件下提供。例如，在某些实施方式中，可能期望含碳燃料在限定的压力和/或温度被引入燃烧室中。在一些实施方式中，含碳燃料可在与CO2循环流体的条件相同或基本类似的条件下引入燃烧室中。词语“基本类似的条件”可指在本文所述的所参考条件参数的5%内、4%内、3%内、2%内或1%内的条件参数(例如，CO2循环流体的条件参数)。在某些实施方式中，含碳燃料在引入燃烧室之前可与CO2循环流体混合。在这些实施方式中，预期含碳燃料和CO2循环流体将处于相同或基本类似的条件下(其具体可包括关于CO2循环流体所述的条件)。在其他实施方式中，含碳燃料可独立于CO2循环流体被弓I入燃烧室。在这些情况中，含碳燃料仍可在关于CO2循环流体所述的压力下被引入。在一些实施方式中，在引入至燃烧室之前，将含碳燃料保持在不同于CO2循环流体温度的温度可能是有用的。例如，含碳燃料可在约30°C至约800°C、约35 °C至约700 V、约40 V至约600 V、约45 V至约500 V、约50 V至约400 °C、约55 °C至约300°C、约60°C至约200°C、约65°C至约175°C或约70°C至约150°C的温度被引入燃烧室。在其他实施方式中，可能期望被引入燃烧室中的O2在特定条件下提供。此类条件可以是提供O2的方法所附带的。例如，可能期望在特定压力下提供02。具体地，被引入燃烧室中的O2具有至少约8MPa的压力能够是有益的。在另外的实施方式中，被引入燃烧室中的O2可处于至少约lOMPa、至少约12MPa、至少约14MPa、至少约15MPa、至少约16MPa、至少约18MPa、至少约20MPa、至少约22MPa、至少约24MPa、至少约25MPa、至少约30MPa、至少约35MPa、至少约40MPa、至少约45MPa或至少约50MPa的压力下。O2的供应可包括利用空气压缩机(或氧分离器)，诸如低温O2浓缩器、O2输送分离器或任何类似的装置，诸如O2离子输送分离器，用于分离O2与环境空气。单独地或与其组合地，O2的供应可包括使O2增压以获得期望的压力，如上所述。该行为可引起O2的加热。在一些实施方式中，可能期望O2处于期望的温度，该温度不同于通过使其他增压而达到的温度。例如，可能期望在30°C至约 900°C、约 35°C至约 800°C、约 40°C至约 700°C、约 45°C至约 600°C、约 50°C至约 500°C 、约55°C至约400°C、约60°C至约300°C、约65°C至约250°C或约70°C至约200°C的温度将O2提供到燃烧室。此外，在一些实施方式中，O2可在与CO2循环流体和/或含碳燃料的条件相同或基本类似的条件下被引入燃烧室中。这可由在引入燃烧室之前混合各种组分而产生，或者可由制备O2以引入到燃烧室中的特定方法产生。在特定实施方式中，O2可与限定摩尔比例量的CO2组合，使得O2可在与CO2循环流体流相同的温度提供。例如，该组合可在低于100°C的温度进行，而CO2处于超临界压力下。由于CO2的稀释作用，这消除了与单独加热纯O2相关的燃烧危险。这种混合物可以处于约1:2至约5: I、约1:1至约4:1或约1:1至约3:1 的 CO2ZO2 比。在一些实施方式中，供应到燃烧室中的O2是基本净化的可能是有用的(即，O2相对于天然存在于空气中的其他组分的摩尔含量而言升级)。在某些实施方式中，O2可具有大于约50mol%、大于约60mol%、大于约70mol%、大于约80mol%、大于约85mol%、大于约90mol%、大于约95mol%、大于约96mol%、大于约97mol%、大于约98mol%、大于约99mol%或大于约99. 5mol%的纯度。在其他实施方式中，O2可具有约85%至约99. 6mol%、约85%至约99mol%、约90%至约99mol%、约90%至约98mol%或约90%至约97mol%的摩尔浓度。来自燃料中的碳的总CO2回收有利于应用至少约99. 5mol%范围内的较高纯度。CO2循环流体可在燃烧室的入口与O2和含碳燃料一起引入燃烧室。然而，如上关于蒸发冷却燃烧室所述，CO2循环流体还可作为经过一个或多个在蒸发冷却燃烧室中形成的蒸发流体供应通道而被引入蒸发部件中的全部或部分蒸发冷却流体被引入蒸发冷却燃烧室。在根据本发明的实施方式中，CO2循环流体可在燃烧室入口(即，连同O2和燃料)被引入燃烧室中，而CO2循环流体还可作为全部或部分蒸发冷却流体经蒸发部件引入燃烧室中。在其他实施方式中，CO2循环流体还可作为全部或部分蒸发冷却流体仅经过蒸发部件引入燃烧室中(即，无CO2被引入含O2和燃料的燃烧室入口)。在一些实施方式中，本发明的特征还在于被引入燃烧室中的各种组分的比例。为了达到最大燃烧效率，在高温下燃烧含碳燃料可能是有用的。然而，燃烧温度以及离开燃烧室的燃烧产物流的温度可被需要被控制在限定的参数内。鉴于此，提供相对于燃料处于特定比例的CO2循环流体可能是有用的，以使燃烧温度和/或涡轮入口温度可被控制在期望的范围内，同时还最大化可被转化为电力的能量的量。在具体实施方式
中，这可通过调整CO2循环流体流与燃料中的碳的比例来实现。所期望的比例可受所期望的涡轮入口温度以及热交换器的热端的入口流和出口流之间的温差影响，如在本文更详细描述的。该比例具体描述为CO2循环流体中的CO2与含碳燃料中存在的碳的摩尔比。为测定引入燃烧室中的CO2的摩尔量，在一些实施方式中，供应至燃烧室的CO2的全部含量(S卩，在入口与燃料和O2 —起引入CO2，以及用作蒸发冷却流体的任意CO2)被包括在计算中。然而，在具体实施方式
中，该计算可仅基于在燃烧室入口引入的CO2的摩尔量(即，不包括用作蒸发冷却流体的CO2)。在其中CO2仅作为蒸发冷却流体引入燃烧室的实施方式中，该计算基于作为蒸发冷却流体引入燃烧室中的CO2的量。因此，该比例可被描述为输入燃烧室入口的CO2的摩尔含量相比输入燃烧室的燃料中的碳。可选地，该比例可被描述为经蒸发冷却流体输入燃烧室的CO2的摩尔含量相比输入燃烧室的燃料中的碳。在某些实施方式中，弓丨入燃烧室中的CO2循环流体与燃料中的碳的比例以摩尔计， 可以是约10至约50 (即，约IOmol C02/mol燃料中的碳至约50mol C02/mol燃料中的碳)。在另外的实施方式中，循环流体中的CO2与燃料中碳的比率可以是约15至约50、约20至约50、约25至约50、约30至约50、约15至约45、约20至约45、约25至约45、约30至约45、约15至约40、约20至约40、约25至约40或30至约40。在其他实施方式中，循环流体中的CO2与燃料中碳的比率可以是至少约5、至少约10、至少约15、至少约20、至少约25或至少约30。引入燃烧室中的CO2与存在于含碳燃料中的碳的摩尔比对总系统热效率可具有重要的影响。这种对效率的影响还可受到系统中其他组件的设计和功能的影响，包括热交换器、水分离器和增压单元。本文所述的系统和方法中各种元件的组合导致能够在本文所述的特定co2/c比例下实现高热效率。不包括本文所述各种元件的先前已知的系统和方法通常需要显著低于本发明所用的co2/c摩尔比的co2/c摩尔比，以便实现接近本文所实现的那些效率。然而，本发明已经确定了再循环CO2的高效系统和方法，再循环CO2能够利用大大超越可在已知领域中使用的那些co2/c摩尔比的co2/c摩尔比。根据本发明采用高co2/c摩尔比有利地用于稀释燃烧流中的杂质。杂质(例如，氯化物和硫)对系统组件的腐蚀或侵蚀作用因此被极大减小。目前的高氯化物和/或高硫煤不能在已知的系统中使用，原因是来自此类煤的燃烧产物(其包括HCl和H2SO4)对发电厂组件而言太具腐蚀性和侵蚀性，因而不能抵抗。很多其他杂质(例如，固体灰分颗粒和含诸如铅、碘、锑和汞等元素的挥发性物质)在高温下对发电厂组件也可引起严重的内部损害。再循环CO2的稀释作用可极大减轻或消除此类杂质对发电厂组件的有害效应。然后，对co2/c摩尔比的选择可涉及对效率和发电厂侵蚀和腐蚀作用的复杂考虑以及CO2再循环系统组件设计和功能的复杂考虑。本发明能够实施高效CO2再循环以及因此增加的co2/c摩尔比，其具有已知领域未能预期的高热效率。高co2/c摩尔比因此传递了至少上述优势。类似地，控制引入燃烧室中的O2的含量能够是有用的。这具体可取决于燃烧室的操作性质。如本文更详细描述的，本发明的方法和系统可允许以完全氧化的方式、完全还原的方式或该两种的变体操作。在完全氧化模式，供应至燃烧室的O2的量优选至少处于实现含碳燃料的完全氧化所必需的化学计算量。在某些实施方式中，所供应的O2的量将超过所述化学计算量至少约O. lmol%、至少约O. 25mol%、至少约O. 5mol%、至少约lmol%、至少约2mol%、至少约3mol%、至少约4mol%或至少约5mol%。在其他实施方式中，所供应的O2的量将超过所述化学计算量约O. 1%至约5mol%、约O. 25%至约4mol%或约O. 5%至约3mol%。在完全还原的模式中，供应至燃烧室的O2优选为将含碳燃料转化成组分H2、CO、CH4, H2S和NH3所需的化学计算量加上超过至少约O. lmol%、至少约O. 25mol%、至少约O. 5mol%、至少约lmol%、至少约2mol%、至少约3mol%、至少约4mol%或至少约5mol%。在其他实施方式中，所供应的O2的量将超过所述化学计算量约O. 1%至约5mol%、约O. 25%至约4mol%或约O. 5%至约3mol%。在一些实施方式中，本发明的方法特征可涉及CO2遍及过程中各个步骤的物理状态。CO2被认为是以各种状态存在，取决于物质的物理条件。CO2在O. 518MPa和-56. 6°C具有三相点，但是CO2还具有7. 38MPa和31. 1°C的临界压力和温度。超过该临界点，CO2作为超临界流体存在，而且本发明已经意识到通过在循环中使CO2在规定状态保持在特定点能 够最大化发电效率。在具体实施方式
中，引入燃烧室中的CO2优选处于超临界流体的形式。发电系统或方法的效率通常被理解为描述该系统或方法的能量输出与进入该系统或方法的能量输入之比。在发电系统或方法的情况中，效率通常被描述为输出到客户电网的电力或功率(例如，以兆瓦或Mw计)与燃烧发电(或功率)的燃料的总低热值热能之t匕。该比例则可被称为净系统或方法效率(基于LHV)。该效率可考虑了内部系统或方法过程所述的所有能量，包括生产净化氧(例如，经由空气分离单元)、增压CO2以输送到增压管道以及需要能量输入的其他系统或方法。在各种实施方式中，本发明的系统和方法在循环中可主要利用CO2作为工作流体，其中含碳燃料在基本纯的O2中在超过CO2临界压力的压力下燃烧(即，在燃烧室中)，产生燃烧产物流。该流经过润轮膨胀，然后经过同流换热热交换器(recuperator heatexchanger)。在热交换器中，涡轮排气预热超临界状态的再循环CO2循环流体。该预热的再循环CO2循环流体被输入燃烧室中，在那里其与来自含碳燃料燃烧的产物混合，产生处于限定的最大涡轮入口温度的总流量。本发明可提供优良的效率，至少部分是由于认识到最小化同流换热热交换器的热端处的温差所带来的益处。这种最小化可通过在引入燃烧室之前利用低温水平热源来加热一部分再循环CO2来实现。在这些低温水平，超临界CO2的比热和密度非常高，而且这种额外的加热可允许涡轮排气流将CO2预热至高得多的温度，这能显著降低同流换热热交换器热端处的温差。在具体实施方式
中，有用的低温热源是绝热操作的低温空气分离厂中所用的空气压缩机或者来自传统燃气涡轮的热排气流。在本发明的具体实施方式
中，同流换热热交换器热端处的温差小于约50°C，且优选在约10°C至约30°C的范围内。采用低压力比(例如，低于约12)是能够增加效率的另一因素。利用CO2作为工作流体并结合低压力比降低了将已冷却涡轮排气的压力升至再循环压力时的能量损失。进一步的优势是能够在管道压力(通常约IOMPa至约20MPa)下得到燃料中的转化为作为高于CO2超临界压力的高压流体的CO2的碳的量，且在约100%来自燃料的碳捕获时具有非常小的寄生功率消耗。这样的系统和方法参数在本文中以更详细的细节进一步进行描述。回到图5，被引入燃烧室220的含碳燃料254连同O2 242和CO2循环流体236燃烧而产生燃烧产物流40。在具体实施方式
中，燃烧室220是蒸发冷却燃烧室，诸如上述。燃烧温度取决于具体工艺条件可变，例如，所用的含碳燃料类型、被引入燃烧室中的CO2与燃料中的碳的摩尔比，和/或被弓I入燃烧室中的CO2与O2的摩尔比。在具体实施方式
中，燃烧温度是如上面关于描述蒸发冷却燃烧室所述的温度。在特别优选的实施方式中，如本文所述，超过约l，300°c的燃烧温度可能是有利的。同样可能有用的是，控制燃烧温度，使得离开燃烧室的燃烧产物流具有期望的温度。例如，对离开燃烧室的燃烧产物流而言，具有下述温度可能是有用的至少约700°C、至少约750°C、至少约800°C、至少约850°C、至少约900°C、至少约950°C、至少约1，000°C>至少约1，050°C、至少约I, 100°C、至少约1，200°C、至少约1，300°C、至少约1，400。。、至少约1，500°C或至少约1，600°C的温度。在一些实施方式中，燃烧产物流可具有约700°C至约1，600°C、约 800°C至约 1，600°C、约 850°C至约 1，500°C、约 900°C至约 1，400°C、约 950°C至约I, 350°C或约I, 000。。至约I, 300°C的温度。如上所述，CO2在整个发电循环中的压力可能是最大化电力循环效率的关键参数。尽管对于引入燃烧室中的材料而言具有特定限定的压力可能是重要，对于燃烧产物流而言具有限定的压力可同样是重要的。具体地，燃烧产物流的压力可以与引入燃烧室中的0)2循 环流体的压力相关。在具体实施方式
中，燃烧产物流的压力可以是引入燃烧室中的CO2压力的至少约90%——即，在循环流体中。在另外的实施方式中，燃烧产物流的压力可以是引入燃烧室中的CO2压力的至少约91%、至少约92%、至少约93%、至少约94%、至少约95%、至少约96%、至少约97%、至少约98%或至少约99%。离开燃烧室的燃烧产物流的化学组成根据所用含碳燃料的类型可变。重要的是，燃烧产物流将包括被再循环且再引入燃烧室或其他循环中的CO2，如下面更详细描述的。此夕卜，过量CO2 (包括由于燃料燃烧产生的CO2)可从CO2循环流体收回(特别是在适合直接转移至CO2管道的压力下)以便隔离或其他处理，其不包括释放到大气。在另外的实施方式中，燃烧产物流可包括下述中的一种或多种水蒸气、SO2, S03、HCI、N0、N02、Hg、过量02、N2、Ar以及可能存在于已燃烧的燃料中的可能的其他污染物。燃烧产物流中存在的这些物质可能始终在CO2循环流体流中，除非被去除，诸如通过本文描述的方法。除CO2之外存在的这类物质可被称为“次要组分(secondary components)”。如在图5中所见，燃烧产物流40可被引至涡轮320，在该涡轮中燃烧产物流40膨胀发电(例如，经由发电机产生电力，其在图解中未显示)。涡轮320可具有燃烧产物流40的入口和用于释放含CO2的涡轮排出流50的出口。尽管在图5中显示了单个涡轮320，但是应理解，可以使用不止一个涡轮，多个涡轮串联连接或者任选被一个或多个其他组件分开，诸如其他燃烧组、分离组件等。再次，在该步骤中，可密切控制工艺参数，以最大化循环效率。现有的天然气发电厂效率严格依赖涡轮入口温度。例如，已经进行了大量的工作付出大量成本以实现涡轮技术，使得入口温度高达约1，350°C。涡轮入口温度越高，工厂效率越高，而且涡轮越昂贵，且潜在地，其寿命更短。一些公用事业设备受阻于支付较高的价格而且还具有较短寿命的风险。尽管在一些实施方式中本发明可利用此类涡轮以更进一步增加效率，这并非必需的。在具体实施方式
中，本系统和方法可实现期望的效率，同时利用范围低得多的涡轮入口温度，如上所述。因此，就实现特定的效率而言，本发明的特征可如本文所述，同时在限定的温度向涡轮入口提供燃烧产物流，如本文所述，其可显著小于本领域公认的利用相同燃料实现相同效率所需的温度。如上所述，离开燃烧室220的燃烧产物流40优选具有与进入燃烧室220的CO2循环流体236的压力密切接近(closely aligned)的压力。在具体实施方式
中，燃烧产物流40因此处于使得流中存在的CO2处于超临界流体态的温度和压力。当燃烧产物流40经过涡轮320膨胀时，该流的压力降低。优选地，这种压降被控制，使得燃烧产物流40的压力与涡轮排出流50的压力处于限定的比例。在某些实施方式中，涡轮入口处的燃烧产物流相比涡轮出口处的涡轮排出流的压力比小于约12。这可定义为入口压力(Ip)与出口压力(Op)比(即，IP/0P)。在另外的实施方式中，压力比可以是小于约11、小于约10、小于约9、小于约8或小于约7。在其他实施方式中，涡轮的入口压力与出口压力比可以是约I. 5至约12、约2至约12、约3至约12、约4至约12、约2至约11、约2至约10、约2至约9、约2至约8、约3至约11、约3至约10、约3至约9、约3至约9、约4至约11、约4至约10、约4至约9或约4至约8。 在具体实施方式
中，可期望涡轮排出流在下述条件下，该条件使得该流中的CO2不再处于超临界流体态，而是处于气态。例如，提供气态的CO2能促进任何次要组分的去除。在一些实施方式中，涡轮排出流具有的压力低于CO2将会处于超临界态时的压力。优选地，涡轮排出流具有小于约7. 3MPa、小于或等于约7MPa、小于或等于约6. 5MPa、小于或等于约6MPa、小于或等于约5. 5MPa、小于或等于约5MPa、小于或等于约4. 5MPa、小于或等于约4MPa、小于或等于约3. 5MPa、小于或等于约3MPa、小于或等于约2. 5MPa、小于或等于约2MPa或小于或等于约I. 5MPa的压力。在其他实施方式中，涡轮排出流的压力可以是约I. 5MPa至约7MPa、约3MPa至约7MPa或约4MPa至约7MPa。优选地，涡轮排出流的压力在该流所遇到的冷却温度小于CO2冷凝压力(例如，环境冷却)。因此，根据本发明，优选的是涡轮320下游(且优选增压单元620上游)的CO2应维持在气态，且不使其达到可形成液体CO2的条件。尽管燃烧产物流经过涡轮可导致一定量的温度降，但是涡轮排出流通常具有可能会阻碍燃烧产物流中存在的任何次要组分的去除的温度。例如，涡轮排出流可具有约500°C至约 1，00(TC、约 600°C至约 1，00(TC、约 700°C至约 1，(KKTC或约 800°C至约 1，00(TC 的温度。由于燃烧产物流的温度相对高，因此涡轮由能够耐受此类高温的材料制成可以是有利的。对于涡轮而言，包含对燃烧产物流中可能存在的次要物质类型可提供优良耐化学性的材料同样可以是有用的。在一些实施方式中，因此能够有用的是使涡轮排出流50经过至少一个热交换器420，其冷却涡轮排出流50并提供温度在限定范围内的CO2循环流体流60。在具体实施方式
中，离开热交换器420 (或者当使用两个或多个热交换器时，系列中的最后一个热交换器)的CO2循环流体60具有小于约200°C、小于约150°C、小于约125°C、小于约100°C、小于约95 °C、小于约90 V、小于约85 °C、小于约80 V、小于约75 °C、小于约70 V、小于约65 °C、小于约60°C、小于约55°C、小于约50°C、小于约45°C或小于约40°C的温度。如上所述，对于涡轮排放的压力而言，其具有的压力与燃烧产物流的压力处于特定的比例能够是有利的。在具体实施方式
中，直接使涡轮排出流经过本文所述的一个或多个热交换器，而没有经过系统的任何其他组件。因此，压力比还可描述为是关于燃烧产物流离开燃烧室时的压力相比该流进入热交换器热端(或者，当使用一系列热交换器时，第一热交换器)时的压力之比。再次，该压力比优选小于约12。在另外的实施方式中，燃烧产物流与进入热交换器的流的压力比可以是小于约11、小于约10、小于约9、小于约8或小于约7。在其他实施方式中，该压力比可以是约I. 5至约10、约2至约9、约2至约8、约3至约8或约4至约8。尽管利 用蒸发冷却燃烧室允许高热燃烧，但是本发明的系统和方法的特征可在于能够在某一温度下将涡轮排出流供应至热交换器(或系列热交换器)，该温度足够低，以降低与该系统相关的成本、增加热交换器(或多个)的寿命以及改进系统的性能和可靠性。在具体实施方式
中，根据本发明的系统或方法中的最热工作温度小于约1，100°C、小于约
I,000。。、小于约975°C、小于约950°C、小于约925°C或小于约900。。。在某些实施方式中，对于热交换器420而言，包括串联的至少两个热交换器用于接收涡轮排出流50并使其冷却至期望的温度能够是特别有用的。所用的热交换器的类型取决于进入该热交换器的条件可变。例如，涡轮排出流50可如上所述处于相对高的温度下，因此，直接接收涡轮排出流50的热交换器由设计成耐受极端条件的高性能材料制成可以是有益的。例如，热交换器系列中的第一热交换器可包括INCONEL 合金或类似材料。优选地，系列中的第一热交换器包含能够耐受下述持续工作温度的材料至少约700°C、至少约750°C、至少约800°C、至少约850°C、至少约900 °C、至少约950 °C、至少约1，000 °C、至少约1，100 °C或至少约1，200 V的温度。对一个或多个热交换器而言，包含对可能存在于燃烧产物流中的次要材料类型具有优良耐化学性的材料也可以是有益的。INCONEL 合金得自Special MetalsCorporation,且一些实施方式可包括奥氏体镍-铬基合金。可以有用的合金的实例包括 iNCONLL/ 600 INCONL:l../()UI、INCONI-Lli 60Ki(\ INCONEL 603XL, INCONELk 617、iNC0NEL； 625、INCONEL, 625LCF,
INCONELr++686、INCONEL* 690、INCONEL* 693, INCONEL* 706,
INCONEL/718、INCONELk 7I8SPF , INCGNELii 722. INCONEL'
725、INCONEL* 740, INCONEL* X-750, INCONEL* 75 K INCONEL*MA754、INCONELw MA758, INCONEL*:· 78NCONEL* 903、
INCONEL/ N06230, INCONELR C-276、INCONEL' G-3、INCONEL i
HX, INCONEL ' 22,>有利的热交换器设计的实例是扩散粘结型紧凑板式热交换器，其在高温材料(诸如上述合金之一)制造的板中具有化学铣制的散热片。适宜的热交换器可包括以商品名HEATR丨Cli (得自Meggitt USA, Houston, TX)可得的那些。系列中的第一热交换器优选能足够传递来自涡轮排出流的热，以使该系列中存在的一个或多个其他热交换器能够由更常规的材料例如不锈钢制成。在具体实施方式
中，在系列中使用至少两个热交换器或至少三个热交换器，以将涡轮排出流冷却至期望的温度。在下面关于将来自涡轮排出流的热传递到CO2循环流体以便在引入到燃烧室之前再加热该循环流体的描述中，可以看到利用一系列中多个热交换器的有效性。在一些实施方式中，所述方法和系统的特征可在于为单阶段燃烧方法或系统。这可以通过利用高效燃烧室诸如上述蒸发冷却燃烧室来实现。基本上，燃料能够该单燃烧室中基本完全燃烧，使得提供一系列燃烧室以使燃料完全燃烧是不必要的。因此，在一些实施方式中，本发明方法和系统可描述为使得蒸发冷却燃烧室是唯一的燃烧室。在另外的实施方式中，所述方法和系统可被描述为使得在使排出流进入热交换器之前燃烧仅在单蒸发冷却燃烧室中发生。仍在其他实施方式中，所述方法和系统可被描述为使得涡轮排出流直接递送到热交换器中，而无需经过其他燃烧室。冷却之后，离开至少一个热交换器420的CO2循环流体流60可经历其他处理，以将留在CO2循环流体流60中的任何次要组分从燃料的燃烧中分离出来。如图5所示，循环流体流60可被引导至一个或多个分离单元520。如在下面更详细讨论的，本发明的特征可特别在于能够提供从含碳燃料的燃烧且无大气CO2释放来发电的方法。这至少部分可通过在发电循环中利用在含碳燃料的燃烧中所形成的CO2作为循环流体来实现。尽管，在一些实施方式中，CO2作为循环流体连续燃烧并再循环可能在系统中引起CO2累积。在这种情况中，从循环流体中收回至少一部分CO2 (例如，其量约等于源自含碳燃料燃烧的CO2量)能够是有用的。这种收回的CO2可通过任何合适的方法处理。在具体实施方式
中，CO2可被引导至管道进行隔离或者通过合适的方法处理，如下所述。 进入管道的CO2应当基本不含水以防止管道用碳钢被腐蚀，这可能是CO2管道系统 规格的一个必要条件。尽管“湿” CO2可被直接输入不锈钢CO2管道中，但是这并非总是可能的，而且，事实上，由于成本问题可能更期望利用碳钢管道。因此，在某些实施方式中，CO2循环流体中存在的水(例如，在含碳燃料燃烧过程中形成的水，并持续存在于燃烧产物流、涡轮排出流和CO2循环流体流中)大部分可作为液相从冷却的CO2循环流体流中除去。在具体实施方式
中，这可通过当气态混合物被冷却至借助环境温度冷却装置所达到的最低温度时，在下述压力下提供CO2循环流体(例如，处于气态)来实现，该压力小于该气体混合物中存在的CO2被液化时的压力。例如，特别地，在从中分离次要组分的过程中，CO2循环流体可在小于7. 38MPa的压力下提供。如果利用温度处于低环境范围内或显著低于环境的冷却装置时，可能需要甚至更低的温度。这使得水作为液体分离，还最小化离开分离单元的已净化CO2循环流65的污染。这还能将涡轮排出压力限制在小于涡轮排气的临界压力的值。实际的压力可取决于可用环境冷却装置的温度。例如，如果水分离发生在30°C，则7MPa的压力允许与CO2冷凝压力有O. 38MPa的余地。在一些实施方式中，离开热交换器并进入分离单元的CO2循环流体可以约2MPa至约7MPa、约2. 25MPa至约7MPa、约2. 5MPa至约7MPa、约
2.75MPa 至约 7MPa、约 3MPa 至约 7MPa、约 3. 5MPa 至约 7MPa、约 4MPa 至约 7MPa 或约 4MPa至约6MPa的压力提供。在其他实施方式中，该压力可与涡轮出口的压力基本相同。在具体实施方式
中，净化的CO2循环流65在水分离之后不含水蒸气或基本不含水蒸气。在一些实施方式中，净化的CO2循环流的特征可在于仅包含下述量的水蒸气以摩尔计小于I. 5%、以摩尔计小于I. 25%、以摩尔计小于1%、以摩尔计小于O. 9%或以摩尔计小于
O.8%、以摩尔计小于O. 7%、以摩尔计小于O. 6%、以摩尔计小于O. 5%、以摩尔计小于O. 4%、以摩尔计小于O. 3%、以摩尔计小于O. 2%或以摩尔计小于O. 1%。在一些实施方式中，净化的CO2循环流体流可仅包含下述量的水蒸气以摩尔计约O. 01%至约I. 5%、以摩尔计约O. 01%至约1%、以摩尔计约O. 01%至约O. 75%、以摩尔计约O. 01%至约O. 5%、以摩尔计约O. 01%至约O. 25%、以摩尔计约O. 05%至约O. 5%或以摩尔计约O. 05%至约O. 25%。在上述温度和压力条件下提供CO2循环流体以促进次要组分诸如水的分离，能够是非常有利的。换言之，本发明可具体规定将CO2循环流体保持在期望的条件下，以使CO2循环流体中的CO2和水在分离之前处于促进分离的期望状态。通过在如上所述的压力下提供CO2循环流体，流体流的温度可被降低至该流中的水将处于液态且因此更容易从气态CO2中分离的点。在某些实施方式中，可能期望提供进一步干燥的条件，以便净化的CO2循环流体完全或基本不含水。如上所述，基于物质中的相位差使水从CO2循环流体中分离可留下较少部分(即，低浓度)的水留在CO2循环流体。在一些实施方式中，继续使用含有留在其中的较少部分的水的CO2循环流体是可以接受的。在其他实施方式中，使CO2循环流体经历其他处理以促进全部或部分所剩余水的去除能够是有用的。例如，低浓度的水可通过干燥剂干 燥器或根据本发明其他将会适用的装置来除去。在限定的压力下向分离单元供应CO2循环流体对再次最大化动力循环的效率能够特别有利。具体地，在限定的压力范围供应CO2循环流体能使气相中的净化CO2循环流体以最小总动力消耗被压缩至高压。如下所述，这种增压可能是必需的，以便部分净化的CO2循环流体能被再循环到燃烧室，以及部分能在所需的管道压力(例如，约IOMPa至约20MPa)下供应。这进一步阐述了如上所述的最小化膨胀涡轮的入口与出口压力比的优势。这起着增加总循环效率以及还使来自涡轮的排出压力处于上述期望的范围以便从CO2循环流体分离水与其他次要组分的作用。CO2循环流体流动经过分离单元520的一个实施方式图解在图6中。如在该图中可见，可使来自热交换器的CO2循环流体流60经过冷水热交换器530 (或任何类似功能的设备)，其利用水进一步从CO2循环流体60中除去热并排出混合相CO2循环流体61，其中CO2依然是气体而CO2循环流体中的水转化为液相。例如，使CO2循环流体60经过冷水热交换器530能将CO2循环流体冷却至小于约50°C、小于约55°C、小于约40°C、小于约45°C、小于约40°C或小于约30°C的温度。优选地，经过冷水热交换器530时CO2循环流体的压力基本未变。混合相CO2循环流体61被引导至水分离单元540，在那里将液体水流62a从分离器520排出。同样离开水分离单元540的是富集的CO2循环流体流62b。该富集流可作为净化的CO2循环流体流65直接离开分离器520。在可选实施方式中(如通过虚线表示的流和组件)，富集的CO2循环流体流62b可被引导至一个或多个附加分离单元550，以去除其他次要组分，如下面更详细描述的。在具体实施方式
中，CO2循环流体的任何其他次要组分可在去除水后被除去。CO2循环流体然后作为净化的CO2循环流体65离开所述一个或多个附加分离单元。然而，在一些实施方式中，在除去水之前，混合相CO2循环流体61可首先被引导以去除一种或多种次要组分，而该部分净化的流然后可被引导至水分离单元540。本公开的本领域技术人员能够想到可能期望的各种分离器组合，并且所有这些组合意图被本发明引入。如上所述，除水之外，CO2循环流体可包含其他次要组分，诸如燃料衍生的杂质、燃烧衍生的杂质和氧衍生的杂质。此类次要组分也可在与水分离相同或几乎相同的时间从已冷却的气态CO2循环流体中去除。例如，除水蒸气之外,次要组分诸如S02、SO3> HCI、NO、N02、Hg以及过量的02、N2和Ar也能被去除。CO2循环流体的这些次要组分(经常被认为是杂质或污染物)都能利用合适的方法(例如，在美国专利申请公开号2008/0226515和欧洲专利申请号EP1952874和EP1953486中所述的方法，它们以其整体通过参考引入本文)从冷却的CO2循环流体中去除。SO2和SO3可100%转化成硫酸，而>95%的NO和NO2可转化为硝酸。CO2循环流体中存在的任意过量的O2可作为富集流分离用于任选再循环至燃烧室。所存在的任何惰性气体(例如，N2和Ar)可在低压下被排放到大气中。在某些实施方式中，CO2循环流体因此能被净化，使得源自燃料中的碳燃烧的CO2能够最终作为高密度纯化流输送。在具体实施方式
中，净化的CO2循环流体可包含浓度为至少98. 5mol%、至少99mol%、至少99. 5mol%或至少99. 8mol%的C02。此外，CO2循环流体可在期望的压力下供应，用以直接输入CO2管道中，例如，至少约lOMPa、至少约15MPa或至少约20MPa。综上所述，含碳燃料254在O2 242和CO2循环流体236存在下在蒸发冷却燃烧室220中的燃烧能形成具有相对高的温度和压力的燃烧产物流40。可使包含相对大量CO2的该燃烧产物流40经过涡轮320以膨胀燃烧产物流40，从而降低该流的压力并发电。离开涡轮320的出口的涡轮排出流50处于降低的压力，但是仍保留相对高温。由于燃烧产物流中存在污染物和杂质，在将CO2循环流体再循环回到系统中之前，分离出这些污染物和杂质是有利的。为实现该分离，通过经过一个或多个热交换器420使涡轮排出流50冷却。次要产物(例如，水和任意其他污染物和杂质)的分离可如上述实现。为将CO2循环流体再循环回到燃烧室中，必需再加热和再增压CO2循环流体。在某些实施方式中，本发明的特征可特别在于实施特定方法步骤以最大化发电周期的效率同时最大化防止污染物(例如，CO2)排放到大气中。这具体在涉及将离开分离单元的已冷却且纯化的CO2循环流体再加热和再增压时可看到。如进一步在图5中所图解的，可使离开一个或多个分离单元520的净化CO2循环流体65经过一个或多个增压单元620 (例如，泵、压缩机等)以增加净化CO2循环流体65的压力。在某些实施方式中，净化CO2循环流体65可被压缩至至少约7. 5MPa或至少约8MPa的压力。在一些实施方式中，可使用单增压单元将净化CO经2循环流体的压力增加至本文所述的用于引入燃烧室220的期望压力。在具体实施方式
中，增压可利用一系列两个或多个压缩机(例如，泵)在增压单元620中进行。一个这样的实施方式示于图7中，其中使净化CO2循环流体65经过第一压缩机630，以将净化CO2循环流体65压缩至第一压力(其优选超过CO2的临界压力)并因此 形成流66。流66可被引导至冷水热交换器640，其收回热(例如，由第一压缩机的增压活动形成的热)并形成流67，该流优选处于接近环境的温度。流67可被引导至第二压缩机650，其用于使CO2循环流体增压至的大于第一压力的第二压力。如下所述，第二压力可基本类似于CO2循环流体输入(或再循环)到燃烧室所需的压力。在具体实施方式
中，第一压缩机630可用于增加净化CO2循环流体65的压力，使得该净化CO2循环流体从气态转化成超临界流体态。在具体实施方式
中，净化CO2循环流体在第一压缩机630可被增压至约7. 5MPa至约20MPa、约7. 5MPa至约15MPa、约7. 5MPa至约12MPa、约7. 5MPa至约IOMPa或约8MPa至约IOMPa的压力。然后使离开第一压缩机630的流66 (其处于超临界流体状态)经过冷水热交换器640 (或任意类似功能设备)，其能将CO2循环流体冷却至足以形成能被更有效地被泵至甚至更高压力的高密度流体的温度。鉴于被再循环用作循环流体的大体积的CO2，这可能是显著的。泵送超临界流体状态的大体积CO2对系统可具有显著的能量消耗。然而，本发明意识到效率的有利增加可通过使CO2增加密度并因此降低被泵送回到燃烧室用于再循环的超临界CO2的总体积来提供。在具体实施方式
中，CO2循环流体在从冷水热交换器640排出后(且经过热交换器单元420进行加热之前)能够以至少约200kg/m3、至少约250kg/m3、至少约300kg/m3、至少约350kg/m3、至少约400kg/m3、至少约450kg/m3、至少约500kg/m3、至少约550kg/m3、至少约600kg/m3、至少约650kg/m3、至少约700kg/m3、至少约750kg/m3、至少约800kg/m3、至少约850kg/m3、至少约900kg/m3、至少约950kg/m3或至少约1，000kg/m3的密度供应。在另外的实施方式中，该密度可以是约 150kg/m3 至约 1，I, 100kg/m3、约 200kg/m3 至约 1，000kg/m3、约 400kg/m3 至约950kg/m3、约 500kg/m3 至约 900kg/m3 或约 500kg/m3 至约 800kg/m3。在具体实施方式
中，流66经过冷水热交换器640可将CO2循环流体冷却至小于约60°C、小于约50°C、小于约40°C或小于约30°C的温度。在其他实施方式中，作为流67离开冷水热交换器640的CO2循环流体的温度可以是约15°C至约50°C、约20°C至约45°C或约20°C至约40°C。进入第二压缩机650的流67中的CO2循环流体处于可促进该流能量有效泵至如本文所述的用于将CO2循环流体引入燃烧室中的期望压力的条件下。例如，增压的超临界CO2循环流体流70可被进一步增压至至少约12MPa、至少约15MPa、至少约16MPa、至少约18MPa、至少约20MPa或至少约25MPa的压力。在一些实施方式中，该增压的超临界CO2循环流体流70可被进一步增压至约15MPa至约50MPa、约20MPa至约45MPa或约25MPa至 约40MPa的压力。可使用能够在所述温度下工作且能实现所述压力的任何类型的压缩机，诸如高压多级泵。离开一个或多个增压单元620的已增压CO2循环流体流70可被弓丨导回先前用于冷却涡轮排出流50的热交换器。如图5所示，可使已增压CO2循环流体流70首先经过气流分流器720，其形成CO2管道流体流80和CO2循环流体流85 (除存在于该流中的CO2实际量，其与CO2循环流体流70基本相同)。因此，在一些实施方式中，已增压CO2循环流体流中的至少一部分CO2被引入增压管道进行隔离。从CO2循环流体流去除且被引导至管道(或其他隔离或处理装置)的CO2的量取决于被引入燃烧室中以控制燃烧温度的所期望的CO2的量以及存在于离开燃烧室的燃烧排出流中的实际CO2的量而变。在一些实施方式中，如上所述所收回的CO2的量可以基本上为含碳燃料在燃烧室中燃烧所形成的CO2的量。为实现高效操作，将离开增压单元620的CO2循环流体加热至该超临界流体具有低得多的比热时的温度能够是有利的。这相当于在比较低的温度范围内提供非常大的热输入。利用外部热源(例如，相对低温热源)为部分再循环CO2循环流体提供额外加热允许热交换器单元420在热交换器单元420 (或者，当使用两个或多个热交换器的系列时，第一热交换器)热端处的涡轮排气流50与再循环CO2循环流体流236之间具有小温差的情况下操作。在具体实施方式
中，使已增压CO2循环流体经过一个或多个热交换器可用于将该已增压CO2循环流体流加热至期望温度，用于使已增压CO2循环流体流进入燃烧室中。在某些实施方式中，在将CO2循环流体流输入燃烧室之前，已增压CO2循环流体流被加热至至少约200°C、至少约300°C、至少约400°C、至少约500°C、至少约600°C、至少约700°C或至少约800°C的温度。在一些实施方式中，加热可以达到约500°C至约1，200°C、约550°C至约
I,000°C或约600°C至约950°C的温度。图8图解了热交换单元420的一个实施方式，其中利用串联的三个单独的热交换器从涡轮排出流50收回热，以提供处于合适条件的CO2循环流体流60以便去除次要组分，以及同时，在使CO2循环流体流236再循环并引入燃烧室中之前，向该已增压的超临界CO2循环流体流70(或85)添加热。如下面进一步描述的，本系统和方法可由传统动力系统(例如，燃煤型发电厂)翻新以增加其效率和/或输出。在一些实施方式中，如下所述的热交换单元420因此在这种翻新中可被称为主热交换单元，其中还使用了次热交换单元(如图12所图解)。次热交换单元因此可以是例如用于过热蒸汽流的一个或多个热交换器。采用术语主热交换单元和次热交换单元不应被解释为限定本发明的范围，而仅用于提供描述清晰度。在图8 所包括的实施方式中，涡轮排出流50通过首先经过第一热交换器430而进入热交换器系列420，以提供流52，其具有比涡轮排出流50温度低的温度。第一热交换器430可被描述为高温热交换器，因为其在该系列中接收最热的流，即，涡轮排出流50，并因此将在热交换器系列420中的最高温度范围内传热。如上所述，接收相对高温涡轮排出流50的第一热交换器430可包括用于制备适合耐受所述温度的热交换器的特种合金或其他材料。通过经过第一热交换器430 (其还可适用其他实施方式，其中利用小于三个或多于三个单独热交换器)，涡轮排出流50的温度可被显著降低。在某些实施方式中，离开第一热交换器430的流52的温度可比涡轮排出流50的温度低至少约100°C、至少约200°C、至少约300°C、至少约400°C、至少约450°C、至少约500°C、至少约550°C、至少约575°C或至少约600°C。在具体实施方式
中，流52的温度可以是约100°C至约800°C、约150°C至约600°C或约200°C至约500°C。在优选实施方式中，离开第一热交换器430的流52的压力基本类似于涡轮排出流50的压力。具体地，离开第一热交换器430的流52的压力可以是涡轮排出流50的压力的至少90%、至少91%、至少92%、至少93%、至少94%、至少95%、至少96%、至少97%、至少98%、至少99%、至少99. 5%或至少99. 8%。使离开第一热交换器430的流52经过第二热交换器440，产生流56，其温度小于进入第二热交换器440的流52的温度。第二热交换器440可被描述为中间温度热交换器，因为其在中间温度范围传热(即，该范围小于第一热交换器430但大于第三热交换器450)。在一些实施方式中，第一流52与第二流56之间的温差可显著小于涡轮排出流50与离开第一热交换器430的流52之间的温差。在一些实施方式中，离开第二热交换器440的流56的温度可比进入第二热交换器440的流56的温度低约10°C至约200°C、约20°C至约175°C、约30°C至约150°C或约40°C至约140°C。在具体实施方式
中，流56的温度可以是约75°C至约600°C、约100°C至约400°C或约100°C至约300°C。再次，可能优选的是离开第二热交换器440的流56的压力可基本类似于流52进入第二热交换器440的流52的压力。具体地，离开第二热交换器440的流56的压力可以是进入第二热交换器440的流52压力的至少90%、至少91%、至少92%、至少93%、至少94%、至少95%、至少96%、至少97%、至少98%、至少99%、至少99. 5%或至少99. 8%。使离开第二热交换器440的流56经过第三热交换器450，产生CO2循环流体流60，其温度小于进入第三热交换器450的流56的温度。第三热交换器450可被描述为低温热交换器，因为其在热交换器系列420的最低温度范围内传热。在一些实施方式中，离开第三热交换器450的CO2循环流体流60的温度可比进入第三热交换器450的流56的温度低约10°C至约250°C、约15°C至约200°C、约20°C至约175°C或约25°C至约150°C。在具体实施方式
中，流60的温度可以是约40°C至约200°C、约40°C至约100°C或约40°C至约90°C。再次，可能优选的是离开第三热交换器450的CO2循环流体流60的压力可基本类似于流52进入第三热交换器450的流56的压力。具体地，离开第三热交换器450的CO2循环流体流60的压力可以是进入第三热交换器450的流56的压力的至少90%、至少91%、至少92%、至少93%、至少94%、至少95%、至少96%、至少97%、至少98%、至少99%、至少99. 5%或至少99. 8%。离开第三热交换器450的CO2循环流体流60 (且因此通常离开热交换器单元420)可被引入一个或多个分离单元520，如上所述。同样如上所述，该CO2循环流体流可经历一种或多种类型的分离，以从该流中除去次要组分，所述流然后被增压以作为再循环的循环流体(其任选具有一部分CO2，其被分离出来以进入CO2管道或其他隔离或处理装置，而不会排放到大气)返回燃烧室。
返回图8，已增压CO2循环流体流70 (或者如果其首次经过分离装置的话则为85，如图5所示)可被引导返回经过同一系列的三个热交换器，以使最初经该热交换器所收回的热可被用于将热给予已增压CO2循环流体流70 (在其进入燃烧室220之前)。通常，经过三个热交换器(450、440和430)而给予已增压CO2循环流体流70的热可以与如上所述通过该热交换器收回的热的量相对成比例。在某些实施方式中，本发明的特征可在于离开和进入热交换器冷端(或系列中的最后一个热交换器)的温差。参考图8，这具体可涉及流60与70的温差。所述流在热交换器冷端处(或系列中的最后一个热交换器)的温差特定地大于零且可以在约2°C至约50°C、约3°C至约40°C、约4°C至约30°C或约5°C至约20°C的范围。在一些实施方式中，可使已增压CO2循环流体流70直接经过串联的三个热交换器。例如，已增压CO2循环流体流70 (即，在相对低温下)可经过第三热交换器450而形成温度增加的流71，可使其直接经过第二热交换器440而形成温度增加的流73，可使其直接经过第一热交换器430，而形成可被引导至燃烧室220的高温增压CO2循环流体流236。然而，在特定实施方式中，本发明特征可在于利用外部热源进一步增加再循环CO2循环流体的温度。例如，如图8所图解，在使已增压CO2循环流体流70经过第三热交换器450之后，所形成的流71不是直接传递到第二热交换器440，而是使其经过分流组件460，其将流71分成两个流71b和72a。可使流71b经过第二热交换器440，如上另外所述。可使流72a经过侧加热器470，其可用于将除热交换器本身所给予的热之外的额外量的热给予已增压CO2循环流体流70。被引导至第二热交换器440和侧加热器470的来自流71的已增压CO2循环流体的相对量取决于工作条件以及用于进入燃烧室220的已增压CO2循环流体流所期望的最终温度可变。在某些实施方式中，引导至第二热交换器440的流71b与引导至侧加热器470的流72a中的CO2摩尔比可以是约1:2至约20:1 ( S卩，流71b中的约Imol CO2/流72a中的2mol CO2-流71b中的约20mol CO2/流72a中的Imol CO2)。在另外的实施方式中，引导至第二热交换器440的流71b与引导至侧加热器470的流72a中的CO2摩尔比可以是约1:1至约20: I、约2:1至约16: I、约2:1至约12: I、约2:1至约10: I、约2:1至约8:1或约4:1至约6:1。侧加热器可包括用于将热给予CO2循环流体的任何装置。在一些实施方式中，由侧加热器提供的能量(即，热)可从外部来源输入系统中。然而，在根据本发明的具体实施方式
中，通过利用循环中一个或多个位置处产生的废热能够增加循环的效率。例如，用于输入燃烧室中的O2的产生能产生热。已知的空气分离单元能产生作为分离过程的副产物的热。此外，在增加的压力下提供O2能够是有用的，诸如上所述，而且气体的这种增压还能产生作为副产物的 热。例如，O2可通过操作低温空气分离过程而产生，其中通过泵送已被有效加热至保持冷藏的环境温度的液态氧，使氧在该过程被增压。这种低温泵送氧工厂可具有两个空气压缩机，二者均能绝热操作，无需中间阶段的冷却，以使热的增压空气可被冷却到接近和/或大于通过外部来源加热的流的温度(例如，图8中的流72a)。在已知技术设置中，这种热未被利用，或者其实际上可能是对系统的消耗，因为要求次冷却系统要消除副产物热。然而，在本发明中，可使用冷却剂来收回从空气分离过程所产生的热并将该热供应至图8所图解的侧加热器。在其他实施方式中，侧加热器本身可以是空气分离单元(或相关的设备)，而CO2循环流体(例如，图8中的流72a)本身可以直接循环经过空气分离单元上的或与其相连的冷却剂系统，以便收回在空气分离过程中产生的热。更具体而言，所添加的热可通过绝热操作CO2压缩机并在后冷却器中靠循环传热流体(该循环传热流体传递压缩热来加热部分高压CO2循环流体)除去压缩热来获得，或者通过直接传热至高压再循环CO2循环流体流来获得(例如，图8中的流72a)。此外，这种热的添加不必局限于关于图8所述的位置，但是可以在分离次要组分与CO2循环流体之后的任何位置被输入循环中(但是优选在CO2循环流体从进入燃烧室的输入的上游直接经过热交换器之前)。当然，任何类似的利用发电循环中所产生的废物的方法也将被本公开包括，诸如利用合适冷凝温度下的流供应或者来自传统开路循环气体涡轮的热排气。侧加热器470所给予的热量取决于所用的物质和装置以及用于进入燃烧室220的CO2循环流体流236所达到的最终温度而变。在一些实施方式中，侧加热器470将流72a的温度有效地增加至少约10°C、至少约20°C、至少约30°C、至少约40°C、至少约50°C、至少约60°C、至少约70°C、至少约80°C、至少约90°C或至少约100°C。在其他实施方式中，侧加热器470将流72a的温度有效地增加约10°C至约200°C、约50°C至约175°C或约75°C至约150°C。在具体实施方式
中，侧加热器470将流72a的温度增加到离开热交换器440的流73的温度的至少约15°C内、至少约12°C内、至少约10°C内、至少约7°C或至少约5°C内。通过其他热源的这种添加，离开第三热交换器450的流71可被过热，从而超出如果流中的全部量的CO2被弓I导经过第二热交换器440时第二热交换器440中加热流71的可用热的能力。通过使该流分离，第二热交换器440中可用的热可被全部给予流71b中的部分含量的CO2循环流体，而来自侧加热器470的热可被全部给予流72a中的部分含量的CO2循环流体。因此，可见当利用可选的分流法时，进入第一热交换器430的合并流的温度可大于当流71中的全部量的CO2循环流体被弓I导至第二热交换器440而不是如上所述被分流且单独加热时离开第二热交换器440的流73的温度。在一些实施方式中，通过分流法获得的增加的热可以是显著的，足以限定CO2循环流体流236在进入燃烧室之前是否被充分加热。如在图8中所见，使离开分流器460的流71b经过第二热交换器440而形成流73，将其引导至混合器480，该混合器含有流73以及从侧加热器470.排出的流72b。然后使合并流74经过第一热交换器430以将CO2循环流体加热至基本接近进入第一热交换器430时的涡轮排出流的温度。与第一热交换器热端处的流体流温度的这种接近可适用利用少于三个或多个三个热交换器的本发明的其他实施方式，且可适用CO2循环流体自涡轮排出之后经过其中的第一热交换器。实现与第一热交换器热端处的流体流温度的这种接近的能力可以是本发明达到期望的效率水平的关键特征。在某些实施方式中，从涡轮有序进入第一热交换器的涡轮排出流的温度(即，在涡轮中膨胀之后)与离开热交换器用于再循环到燃烧室中的CO2循环流体流的温度之差可小于约80°C、小于约75°C、小于约70°C、小于约65 °C、小于约60 V、小于约55 °C、小于约50 V、小于约45 V、小于约40 V、小于约35 °C、小于约30°C、小于约25°C、小于约20°C或小于约15°C。如从上述可见，通过精确控制热交换器420热端(或者，图8图解的系列中的第一热交换器430)处涡轮排出流50与再循环CO2循环流体流236之间的温差，可极大促进本发明的系统和方法的效率。在优选实施方式中，该温差小于50°C。尽管不希望被理论束缚，但是已经发现，根据本发明，用于加热再循环CO2循环流体可用的热(例如，在一个或多个热交换器中从涡轮排出流收回的热)可能不适于充分加热再循环CO2循环流体的总流。本发明已经意识到，这可通过分开流71，以使流71b进入热交换器440而流72a进入外部热源470来克服，该外部热源470提供额外的外部热来源，其将离开外部热源470的流72b的温度升高至基本接近离开热交换器440的流73的温度，如已经在上面所述。流72b和73然后合并形成流74。通过流热交换器440冷端处的温差可控制71b (以及还有流72a)的流速。 克服上述热不适性所需的外部热的量可通过使流56的温度尽可能低然后最小化热交换器440冷端温差而被最小化。存在于流56中的产生自燃烧产物的水蒸气在取决于流56的组成及其压力的温度下达到其露点。在该温度之下，水的冷凝大大增加流56到流60的mCp，且提供加热总循环流70至流71所需的全部热。离开热交换器440的流56的温度优选可在流56的露点的约5°C之内。在热交换器440冷端处流56与71之间的温差优选可以是至少约3°C、至少约6°C、至少约9°C、至少约12°C、至少约15°C、至少约18°C或至少约20°C。返回图5，CO2循环流体236在被再循环到燃烧室220之前被预热，诸如关于至少一个热交换器420所述，该至少一个热交换器420接收经过膨胀涡轮320的热涡轮排出流50。为最大化该循环的效率，能够有用的是，在尽可能与热气体入口路径以及高度受压涡轮片的可用构造材料一致的高入口温度下以及与系统操作压力一致的热交换器420所允许的最大温度下操作膨胀涡轮320。涡轮入口流的热入口路径以及第一排涡轮叶片可通过任何有用的装置冷却。在一些实施方式中，通过利用部分高压再循环CO2循环流体可最大化效率。具体地，低温CO2循环流体(例如，在约50°C至约200°C范围内)可在热交换器420的冷端之前从循环中收回，或者当利用一系列多个热交换器单元时从热交换器420中的中间位置收回(例如，从图8中的流71、72a、71b、72b、73或74)。叶片冷却流体可从涡轮叶片的孔中排出并被之间输入涡轮流中。高效燃烧器的操作，诸如本文所述的蒸发冷却燃烧室，能产生为含有过量氧浓度(诸如在约O. 1%至约5mol%范围内)的氧化气体的燃烧气体。可选地，燃烧室能产生为含有一定浓度的一种或多种H2、C0、CH4、H2S和NH3的还原气体的燃烧气体。这是特别有利的，因为根据本发明，利用仅具有一个涡轮单元或一系列涡轮单元(例如，2、3或更多单元)的动力涡轮成为可能。有利的是，在利用一系列涡轮的特定实施方式中，所有单元能在相同的入口温度下操作，而且这对于给定的第一涡轮进料压力和总压力比可允许动力输出最大化。利用还原模式中串联操作的两个涡轮330、340的涡轮单元320的一个实例示于图9中。如在该图中所见，燃烧产物流40被引导至第一涡轮330。在这些实施方式中，燃烧产物流40被设计(例如，通过控制所用的燃料、所用的O2的量以及燃烧室的操作条件)成其中含一种或多种可燃组分的还原气体，如上所述。燃烧产物流40经第一涡轮330膨胀而发电(诸如与发电机相连，在该图解中未显示)并形成第一排出流42。在引入第二涡轮340中之前，可将预定量的O2加至第一涡轮排出流42，以燃烧第一涡轮排出流42中存在的可燃组分。这留下过量氧，同时将第二涡轮单元340的入口温度升至与第一涡轮单元330的入口温度基本相同的值。例如，来自第一涡轮单元330的排出流42的温度可在约500°C至约1，000°C的范围内。当在还原模式时，在该温度下添加O2至排出流42可使流中的气体通过过量燃料的燃烧而被加热至约700°C至约1，600°C范围内的温度，其与离开燃烧室220进入进入第一涡轮单元330的燃烧产物流40的温度范围基本相同。换言之，在两个涡轮每一个的入口处，操作温度基本相同。在具体实施方式
中，涡轮入口处操作温度的差异不超过约10%、不超过约9%、不超过约8%、不超过约7%或不超过约6%、不超过约5%、不超过约4%、不超过约3%、不超过约2%或不超过约1%。在残留燃料剩余的意义上，还可实施其他涡轮单元的类似再加热步骤。如果需要，通过在输氧燃烧空间利用合适的催化剂，可增强燃烧。在某实施方式中，如本文所述的动力循环可用于改进翻新现有的发电设备，诸如通过向传统朗肯循环发电设备的蒸汽过热循环引入高压、高温加热流体(例如，本文所述 的涡轮排出流)。其可以是燃煤型或核发电设备，其具有沸水反应堆(BWR)或压水反应堆(PWR)热循环。通过将蒸汽过热至相比现有系统中产生的过热蒸汽的最大温度高得多的温度，这有效增加蒸汽朗肯循环发电设备的效率和动力输出。在煤粉燃烧锅炉的情况中，蒸汽温度目前可达约600°C，而核发电设备的蒸汽条件一般至多约320°C。利用在本发明系统和方法中可能伴随热交换的过热，蒸汽温度可被升至高于700°C。这导致热能直接转化为额外的轴功率，因为燃烧而使蒸汽过热的额外燃料被转化为蒸汽基发电设备中额外的动力，而不会增加浓缩蒸汽的量。这可通过提供次热交换单元来实现。例如，关于本发明方法和系统所述的涡轮排出流在经过主热交换单元之前可被引导经过次热交换单元，如本文另外所述。次热交换单元中所获得的热可用于过热来自锅炉的蒸汽，如上所述。过热的蒸汽可被引导至一个或多个涡轮以发电。经过次热交换单元之后的涡轮排出流然后可被引导至主热交换单元，如本文另外所述。此类系统和方法描述于实施例2中且在图12中图解。另外，能够从最后的蒸汽涡轮入口获取低压蒸汽并利用其来加热部分再循环CO2循环流体，如上所述。在具体实施方式
中，来自蒸汽发电设备的冷凝物在脱气之前可利用CO2循环流体流被加热至中间温度，该CO2循环流体流离开热交换器单元的冷端(例如，在一些实施方式中，处于约80°C的温度)。这种加热通常利用取自最后的LP蒸汽涡轮阶段入口的流出蒸汽(bleedsteam)，这样目前侧流加热的缺乏对蒸汽发电设备的净影响通过预热保存流出蒸汽的冷凝物来补偿。上述概述发电方法(即，动力循环)可按照本发明利用如本文所述的合适的发电系统来实施。一般而言，根据本发明的发电系统可包括本文所述的与发电方法相关的任意组件。例如，发电系统可包括在O2和CO2循环流体存在下燃烧含碳燃料的燃烧室。然而，具体地，燃烧室可以是如本文所述的蒸发冷却燃烧室；还可以使用能够在本文另外所述条件下操作的燃烧室。特定地，燃烧室的特征可在于与其操作的燃烧条件以及燃烧室本身的具体组件有关。在一些实施方式中，所述系统可包括一个或多个用于提供含碳燃料(和任选的流化介质)、O2和CO2循环流体的注射器。该系统可包括用于除去液态渣的组件。燃烧室在固体灰分颗粒可被从气体中有效过滤的温度下产生燃料气体，而且该气体可与淬火CO2混合并在第二燃烧室中燃烧。燃烧室可包括至少一个燃烧阶段，其在CO2循环流体存在下燃烧含碳燃料，以在如本文所述的压力和温度下提供包含CO2的燃烧产物流。该系统还可包括与燃烧室流体连通的发电涡轮。该涡轮可具有用于接收燃烧产物流的入口和用于释放含CO2的涡轮排出流的出口。随着流体流膨胀，可发电，涡轮被设计为使流体保持在期望的压力比(IP/0P)，如本文所述。该系统还包括至少一个与涡轮流体连通的热交换器，用于接收涡轮排出流并使该流冷却而形成冷却的CO2循环流体流。同样，所述至少一个热交换器可用于加热杯输入燃烧室中的CO2循环流体。特别地，热交换器的特征可在于构造其的材料，其允许在特定条件下操作，如本文所述。该系统还可包括一个或多个用于将离开热交换器的CO2循环流体流分成CO2和一个或多个用于回收或处理的其他组分的设备。具体地，该系统包括用于从CO2循环流体流分离水(或本文所述的其他在杂质)的装置。
该系统还可包括一个或多个与所述至少一个热交换器流体连通(和/或与一个或多个分离设备流体连通)、用于压缩已净化CO2循环流体的设备(例如，压缩机)。此外，该系统可包括用于将CO2循环流体分成两个流的装置，一个流用防御经过热交换器并进入燃烧室中，而第二流用于输送到增压管道中(或其他装置，以隔离和/或处理CO2)。在一些实施方式中，甚至更多的组件可包括在该系统中。例如，该系统可包括O2分离单元，用于输送O2到燃烧室中(或者到注射器或类似设备中，用于混合O2与一种或多种其他物质)。在一些实施方式中，空气分离单元可产生热。因此，系统还包括一个或多个传热部件能够是有用的，所述传热部件将来自空气分离单元的热传递至燃烧室上游的CO2循环流体流。在另外的实施方式中，根据本发明的系统可包括本文另外所述的关于发电循环和发电方法的任意和全部组件。在另外的实施方式中，本发明包括特别用于利用在燃烧时留下不燃性残留物的燃料(诸如煤)而发电的系统和方法。在某些实施方式中，此种不燃性物质通过利用合适的装置可从燃烧产物流中除去，诸如图4所图解的污染物去除装置。然而，在其他实施方式中，通过利用多燃烧室系统和方法处理不燃性物质能够是有用的，如在图10中所图解的。如图10所示，可使煤燃料254经过磨机装置900以提供粉煤。在其他实施方式中，煤燃料254可在颗粒化条件下供应。在具体实施方式
中，该煤可具有约10 μ m至约500 μ m、约25 μ m至约400 μ m或约50 μ m至约200 μ m的平均粒度。在其他实施方式中，煤可被描述为大于 50%、60%、70%、80%、90%、91%、92%、93%、94%、95%、96%、97%、98%、99% 或 99. 5% 的煤颗粒具有小于约 500 μ m、450 μ m、400 μ m、350 μ m、300 μ m、250 μ m、200 μ m、150 μ m 或 100 μ m的平均尺寸。粉煤鳄鱼流化物质混合，以提供浆液形式的煤。在图10中，粉煤在混合器910中与来自再循环CO2循环流体的CO2侧馏分68组合。在图10中，CO2侧馏分68取自流67，其已经经历过要提供超临界、高密度态的CO2循环流体的处理。在具体实施方式
中，用于形成煤衆液的CO2可具有约450kg/m3至约1，100kg/m3的密度。更具体而言，CO2侧懼分68可与粒状煤相结合而形成浆液255，其含有例如约10wt%至约75wt%或约25wt%至约55wt%的粒状煤。此外，来自用于形成浆液的侧馏分68的CO2可处于小于约0°C、小于约-10°C、小于约-20°C或小于约_30°C的温度。在另外的实施方式中，来自用于形成浆液的侧馏分68的的CO2可处于约(TC至约-60°C、约-10°C至约-50°C或约-18°C至约_40°C的温度。
将粉煤/CO2浆液255从混合器910经泵920被转移到部分氧化燃烧室930。利用空气分离单元30形成O2流，该空气分离单元将空气241分成净化02，如本文所述。该O2流被分流成被引导至部分氧化燃烧室930的O2流243以及被引导至部分氧化燃烧室220的O2流242。在图10的实施方式中，0)2流86取自再循环CO2循环流体流85，用于冷却部分氧化燃烧室930。在另外的实施方式中，用于冷却部分氧化燃烧室930的CO2可取自流236而不是流86，或者该CO2可取自流86和流236。优选地，所取的CO2的量足以冷却流256的温度，使得灰分以可被安全去除的固体形式存在。如本文另外所述，CO2、煤和02按下述比例供应至部分氧化燃烧室930，该比例使得煤仅被部分氧化而产生部分氧化的燃烧产物流256，其包含CO2连同H2、C0、CH4、H2S和NH3中的一种或多种。CO2、煤和O2也以必需的比例被引入部分氧化燃烧室930中，使得部分氧化燃烧产物流256的温度足够低，以致该流256中存在的所有灰分处于能够被一个或多个旋风分离器和/或过滤器容易去除的固体颗粒形式。图10的实施方式图解了经由滤器940的灰分去除。在具体实施方式
中，部分氧化燃烧流256的温度可以小于约1，100°C、小于约1，000°C、小于约900°C、小于约800°C或小于约700°C。在另外的实施方式中，部分氧化燃烧流256的温度可以是约300 °C至约I，000 V、约400 V至约 950°C或约 500°C至约 900°C。
经过滤的部分氧化燃烧流流257可被直接输入第二压缩机220中，其可以是蒸发冷却燃烧室，如本文另外所述。该输入连同O2流242和再循环CO2循环流体流236 —起供应。在该位置的燃烧可如本文另外所述类似进行。部分氧化燃烧流256中的可燃物质在O2和CO2存在下在燃烧室220中燃烧，产生燃烧流40。使该流经过涡轮320膨胀而发电(例如，经发电机1209)。使涡轮排出流50经过热交换器单元420 (其可以是一系列热交换器，诸如关于图8所述)。使CO2循环流体流60经过冷水热交换器530形成流61，将其传递至分离器540，以去除流62中的次要组分(例如，H20、SO2, SO4, N02、NO3和Hg)。分离器540可基本类似于下面关于图12所述的柱1330。优选地，分离器540包括反应器，其提供具有足够停留时间的接触器，使得杂质能与水反应形成易于去除的物质(例如，酸)。使已净化的CO2循环流体流65经过第一压缩机630而形成流66，使其用冷水热交换器640冷却，以提供超临界、高密度CO2循环流体67。如上所述，一部分流67可作为流68被收回用作混合器910中的流化介质，以形成煤浆液流255.。所述超临界、高密度CO2循环流体流67另外被进一步在压缩机650中增压，以形成增压、超临界、高密度CO2循环流体流70。流70中的一部分CO2可在位置720被收回，如本文关于图5和图11所述，以将流80供应至CO2管道或其他隔离装置。剩余部分的CO2作为增压、超临界、高密度CO2循环流体流85继续进行，其中的一部分可作为流86收回,用于冷却部分氧化燃烧室930，如上所述。另外,使流85返回经过热交换器420 (或系列热交换器，如关于图8所述)，以加热该流并最终形成用于输入至燃烧室220的再循环CO2循环流体流236。如上所述，外部热源可与热交换器单元420结合使用，以提供必要的效率。同样，如本文另外所述的其他系统和方法参数可应用于根据图10所述的系统和方法，诸如流温度和压力，以及涡轮单元320、热交换器单元420、分离单元520和压缩机单元630的从其他操作条件。实施例实验下面关于具体实施例进一步描述本发明。所述实施例被提供以阐述本发明的某些实施方式且不应被解释为限制本发明。实施例I利用再循环CO2循环流体借助甲烷燃烧的发电的系统和方法根据本发明的系统和方法的一个具体实施例在图11中图解。下面的描述针对具体条件下的具体循环利用计算机模拟对该系统进行描述。在该模型中，使温度为134°C且压力为30. 5MPa的甲烷(CH4)燃料流254与再循环CO2循环流体流236在860°C的温度和30. 3MPa的压力(且因此其处于超临界流体态)下在混合器252中结合，然后引入蒸发冷却燃烧室220。空气分离单元30用于提供温度为105°C且压力为30. 5MPa的浓缩O2 242。该空气分离单元还产生热(Q)，该热被转移用在过程中。O2 242在燃烧室220中与甲烷燃料流254和CO2循环流体236结合，燃烧在该燃烧室中发生，提供温度为11891且压力为3010^的燃烧产物流40。C02、02和甲烷以约35:2:1的摩尔比供应(即，I bmol / hr -每小时磅摩尔数)。在该实施方式中的燃烧利用比率为344, 935Btu / hr (363，932kJ / hr)的能量输入。
燃烧产物流40经320膨胀，产生885°C的温度和5MPa的压力下的涡轮排出流50 (涡轮排出流50中CO2的处于气态)。燃烧产物流40经过涡轮320的膨胀以83. 5千瓦/小时(kW / hr)的比率发电。然后，使涡轮排出流50经过一系列三个热交换器，以连续冷却该流，以除去次要组分。经过第一热交换器430产生温度为237°C且压力为5MPa的流52。使流52经过第二热交换器440，产生温度为123°C且压力为5MPa的流56。使流56经过第三热交换器450，产生温度为80°C且压力为5MPa的流60。在使再循环CO2循环流体经过洗礼热交换器之后，通过经过冷水热交换器530，使流60被更进一步冷却。使温度为24°C的水(C)循环经过冷水热交换器530，以将CO2循环流体流60冷却至温度为27°C，并因此使使CO2循环流体流存在的任意水冷凝。然后使冷却的CO2循环流体流61经过分离单元540，使得液态水作为流62a被移走并排出。将“干燥的” CO2循环流体流65在34°C的温度和3MPa的压力从水分离单元540排出。接下来，使干燥的CO2循环流体流65 (其仍处于液态)以两步增压方案经过第一压缩单元630。CO2循环流体流被增压至8MPa，这同样将CO2循环流体流的温度升至78°C。这需要5.22kW / hr的功率输入。然后使该超临界流体CO2循环流体流66经过第二冷水热交换器640，在那里所述超临界流体CO2循环流体流66用温度为24°C的水冷却，产生温度为27V、压力为8MPa以及密度为762kg/m3的冷却超临界流体CO2循环流体流67。然后使该流经过第二压缩单元650，形成温度为69°C且压力为30. 5MPa的已增压CO2循环流体流70。这需要8. 23kW / hr的功率输入。使该流经过管道分流器720，藉此将I lbmol CO2经流80引导至增加管道，以及34. I lbmol CO2作为流85引导返回经过三个热交换器的系列，以在进入燃烧室220之前再加热CO2循环流体流。使已增压CO2循环流体流85经过第三热交换器450，形成温度为114°C且压力为30. 5MPa的流71。使流71经分流器460，使得27. 3IbmoI的CO2作为流71b被引导至第二热交换器440，而6. 8IbmoI的CO2在流72a中被引导经过侧加热器470。流71b和流72a各具有114°C的温度和30. 5MPa的压力。侧加热器470利用来自分离单元30的热(Q)，以向CO2循环流体流提供额外的热。流71b经过第二热交换器440产生温度为224°C且压力为30. 5MPa的流73。流72a经过侧加热器470形成流72b，其同样处于224°C的温度和30. 4MPa的压力。流73和72b在混合器480中合并而形成温度为224°C且压力为30. 3MPa的流74。然后使流74经过第一热交换器430，以提供温度为860°C且压力为30. OMPa的再循环CO2循环流体流236，用于输入返回燃烧室220中。如上所述，基于所产生的能量相比甲烷燃料的LHV和输入该系统中的额外的能量，计算上述模拟循环的效率。在模拟条件下，获得约53. 9%的效率。这是特别惊人的，因为在防止任何CO2 (特别是来自含碳燃料燃烧产生的任意CO2)的大气排放的同时还能实现如此优良的效率。实施例2利用再循环CO2循环流体借助粉煤发电设备翻新发电的系统和方法根据本发明的系统和方法的另一具体实施例在图12中图解。下面的描述针对具体条件下的具体循环利用数学模拟对该系统进行描述。在该模型中，阐述了针对传统粉煤燃煤型发电设备如翻新如本文所述的系统和方法的能力。 将压力为30. 5MPa的O2流1056连同压力为30. 5MPa的含碳燃料1055(例如，通过部分氧化阐述的煤衍生的气体)和压力为30. 5MPa的CO2循环流体流1053引入蒸发冷却燃烧室220中。该O2可从能够产生热(Q)的空气分离器或类似设备收到，所述热可被转移用于系统中，诸如产生用于膨胀的蒸汽或将热添加至冷却的CO2循环流体流。燃料在燃烧室220中的燃烧产生温度为1，150°C且压力为30. OMPa的燃烧产物流1054。使该流经涡轮320(其提出可被称为主发电涡轮)膨胀，从而通过驱动发电机1209而发电。将温度为775°C且压力为3. OMPa的膨胀涡轮排出流1001引入热交换器1100的热端，在那里来自涡轮排出流1001的热被用于过热传统粉状燃煤发电设备1800中产生的高压蒸汽流1031和中间压力蒸汽流1032。锅炉给水1810和煤1810被输入发电设备1800，以通过煤1810的燃烧产生蒸汽流1031和1032。热交换器中的传热将蒸汽流1031和1032从约550°C的温度 过热至约750°C的温度，形成蒸汽流1033和1034，其被返回至如下所示的发电设备。该方法获得非常高的蒸汽温度，而无需在接近大气下燃烧煤的传统发电设备的大蒸汽锅炉中使用的昂贵的高温合金。蒸汽流1033和1034在驱动发电机1210的三阶段涡轮1200(其通常被称为次要发电涡轮)中膨胀。离开涡轮1200的蒸汽1035在冷凝器1220中冷凝。将已处理的冷凝物1036利用给水泵1230泵至高压，然后蒸发并在燃煤型锅炉1800中过热，以排放到热交换器1100中，如上所述。该系统用于增加功率输出和现有燃煤型发电设备的效率。扩散粘结型紧凑板式热交换器，其在高温材料(诸如上述合金之一)制造的板中具有化学铣制的散热片热交换器100是Heatric型粘结型板式热交换器，其具有典型用高温高镍含量合金诸如617合金构造的化学铣制的通道，所述换热器能够处理高压和高温，允许显著的蒸汽过热及在氧化条件下的操作。该热交换器是高效传热单元，对所有流体都具有高传热系数。图12中图解的剩余部分的系统和方法的结构和操作类似于本文另外所述的系统和方法。具体地，膨胀涡轮排出流1001在热交换器1100冷却，并作为排出流1037离开热交换器1100的冷端，该排出流温度为575°C。然后使该流1037经过第二热交换器1300，在那里其被冷却至90°C的温度和2. 9MPa的压力，形成流1038。该流在第三热交换器1310中依靠来自发电设备冷凝器1230的一部分冷凝物1057被进一步冷却至40°C的温度，形成流1039，其依靠冷水热交换器1320中的冷却水被进一步冷却至27°C的温度，形成压力
2.87MPa为的流1040。热交换器1300可以是Heatric 310不锈钢扩散粘结单元。将30°C的冷却流1040进料至填充柱1330的底部，该填充柱装备有循环泵1340，其用于提供逆流弱酸循环系统，在进气与涤气弱酸之间产生逆流接触。SO2、SO3、NO和NO2被转化为HNO3和H2SO4并连同冷凝水和任何其他水溶性组分一起被液体吸收。将来自柱1330的净液体产物在管道中1042移走，使压力降至大气压，并进入分离器1360。溶解的0)2在管道1043中闪蒸并利用泵1350压缩至2. 85MPa的压力，作为流1044流出并加入离开柱1330顶部的流1045。这些合并的流形成将被再循环回到燃烧室中的CO2循环流体。水中的稀释的H2SO4和HNO3作为流1046从分离器1360的底部离开。浓度取决于燃料组成以及接触柱1330中的温度。注意硝酸优选存在于酸流1046中，因为硝酸会与所存在的任何汞反应并将该杂质完全除去。
进入压缩机1380中的循环CO2循环流体流首先在干燥剂干燥器中被干燥至约-60°C的露点，然后利用低温分离方案进行净化以去除02、N2和Ar，诸如欧洲专利申请EP1952874 Al中所示，该专利通过参考并入本文。将在8. 5MPa的压力下离开压缩机1380的压缩、再循环CO2循环流体流1047依靠冷水热交换器1370中的27°C的冷却水冷却，形成密集的超临界CO2流体流1048，其在泵1390中被泵至30. 5MPa的压力和74°C的温度，形成高压、再循环CO2循环流体流1050。一部分CO2作为CO2产物流1049从流1050中去除，以进行隔离或其他处理，而没有向大气排放。在该实施方式中，将该CO2产物流1049压力降低至约20MPa的所需管道压力并使其递送到CO2管道中。剩余部分的高压再循环CO2循环流体流(此刻为流1051)进入热交换器1300的冷端。该流是74°C的密集超临界流体，其必须接收大量的低位热，以使其转化为在温度237°C具有低得多的比热的流体。在该实施方式中，这种低位热通过O. 65MPa压力下的LP蒸汽流1052以及来自供应02流1056的低温氧厂中的空气压缩机的绝热压缩热来提供，该LP蒸汽流取自进入传统发电设备的低压蒸汽涡轮的蒸汽流。低压蒸汽作为流1301离开热交换器1300。任选地,全部的热可通过利用压力多达3. 8MPa的、来自燃煤型发电设备的多个可用蒸汽流来提供。该能量还可从空气分离单元形成的热(Q)来提供，如上所述。对部分再循环CO2流的这种侧流加热提供了在热交换器1300冷端处所需的大部分热，并允许在热交换器1300的热端仅有约25 °C的小温差，这增加了总效率。高压、高温、再循环CO2循环流体流1053以550°C的温度离开热交换器1300并进入燃烧室220，在那里其用于冷却源自含97mol%氧气流1056的天然气流1055 (在该实施方式中)的燃烧气体，以产生燃烧产物流1054，如上所述。在该实施方式中，涡轮热路径和首排涡轮叶片利用取自泵排出流1050温度为74°C的CO2流1058来冷却。如果上述系统作为独立式发电设备且利用以纯CH4模拟的天然气燃料来操作，则再循环CO2流1053在约750°C的温度进入燃烧室，而涡轮排气1001在约775°C的温度进入热交换器1300。本实施方式中的独立式动力系统的效率是53. 9%(LHV)。该数字包括低温O2厂和天然气进料及CO2压缩机的动力消耗。如果燃料是热值为27. 92Mj / kg的模拟煤(例如，部分氧化，灰分在第一燃烧室和过滤单元中去除，之后在第二燃烧室中燃烧燃料气体和CO2混合物)，则效率将是54%(LHV)。在两种情况中，事实上100%源自燃料中的碳的CO2在20MPa管道压力下产生。上面所述且在图12中所图解的利用煤燃料的系统和方法特征可在于适用具有下述特定参数的发电设备。根据本发明转化燃粉煤型发电设备的效果如下计算蒸汽条件HP 蒸汽16. 6MPa、565°C,流速47314kg/secLP steam :4. 02MPa、565°C，流速371. 62kg/sec净功率输出493. 7. Mw现有设备用煤1256. IMw净效率(LHV) 39. 31% CO2 捕获 ％:0利用引入目前公开的系统和方法的现有设备改良的转化厂CO2动力系统净功率输出371. 7Mw现有设备净过功率639. IMw总净过滤1010.8MwCoal for CO2 动力系统用煤=IO53. 6Mw现有系统用煤1256. IMw净总效率(LHV)43. 76%CO2 捕获 ％:45. 6%**注意，在本实例中，从现有设备中未捕获到CO2。得益于上述描述及相关附图所呈现的教导，本发明相关领域技术人员会想到本发明的很多修改和其他实施方式。因此，应理解，本发明并不限于所公开的具体实施方式
，而且其他实施方式意图被包括在所附权利要求的范围内。尽管本文采用了具体术语，但是其以仅在普通和描述性意义上使用而不是为了限定。
权利要求
1.一种发电方法，其包括 将燃料、O2和CO2循环流体引入燃烧室中，所述CO2在至少约12MPa的压カ和至少约400°C的温度引入； 使所述燃料燃烧，以提供包含CO2的燃烧产物流，所述燃烧产物流具有至少约800°C的温度; 经涡轮膨胀燃烧产物流以发电，涡轮具有用于接收燃烧产物流的入口和用于释放包含CO2的涡轮排出流的出口，其中入口处的燃烧产物流相比出口处的涡轮排出流的压カ比小于约12 ； 通过使涡轮排出流经过主热交换単元从涡轮排出流回收热，以提供冷却的涡轮排出流； 从冷却的涡轮排出流去除除CO2之外存在于该涡轮排出流中的ー种或多种次要组分，以提供浄化的、冷却的涡轮排出流； 利用第一压缩机将所述浄化的、冷却的涡轮排出流压缩至高于CO2临界压カ的压力，以提供超临界CO2循环流体流； 将所述超临界CO2循环流体流冷却至使其密度为至少约200kg/m3的温度； 使超临界、高密度CO2循环流体经过第二压缩机以使所述CO2循环流体增压至输入所述燃烧室所需的压力； 使超临界、高密度、高压CO2循环流体经过同一主热交换単元，以使所收回的热用于增加所述CO2循环流体的温度； 将额外量的热供应至所述超临界、高密度、高压CO2循环流体，以使离开所述主热交换単元用于再循环回燃烧室的CO2循环流体的温度与涡轮排出流的温度之间的差异小于约50 0C ;和 将已加热的超临界、高密度CO2循环流体再循环到燃烧室中。
2.如权利要求I所述的方法，其中所述回收步骤将所述涡轮排出流冷却至低于其水露点的温度。
3.如权利要求I所述的方法，其中所述去除步骤包括靠环境温度冷却介质进一歩冷却所述涡轮排出流。
4.如权利要求3所述的方法，其中所述进一歩冷却使水连同所述ー种或多种次要组分一起冷凝，形成包含H2S04、HN03> HCl和汞中ー种或多种的溶液。
5.如权利要求I所述的方法，其中所述用第一压缩机压缩使冷却的涡轮排出流增压值小于约12MPa的压力。
6.如权利要求I所述的方法，其中在经过所述主热交换单元之前从超临界、高密度、高压CO2循环流体流中回收产物CO2流。
7.如权利要求6所述的方法，其中所述产物CO2流基本包括由含碳燃料中的碳燃烧所形成的所有CO2。
8.如权利要求6所述的方法，其中所述产物CO2流处于与直接输入到高压CO2管道相容的压力。
9.如权利要求I所述的方法，其中所述燃烧在约1，200°C至约5，000°C的温度进行。
10.如权利要求I所述的方法，其中所述燃料包括部分燃烧产物流。
11.如权利要求10所述的方法，包括在CO2循环流体存在下用O2燃烧含碳燃料，所提供的含碳燃料、O2和CO2循环流体的比例使得含碳燃料仅部分氧化，而产生所述部分燃烧产物流，所述流包含不燃性组分、CO2以及H2、CO、CH4, H2S和NH3中的ー种或多种
12.如权利要求11所述的方法，其中所述含碳燃料、O2和CO2循环流体以下述比例提供，该比例使得所述部分燃烧产物流的温度足够低，以致该流中的全部不燃性组分是固体颗粒的形式。
13.如权利要求12所述的方法，其中所述部分燃烧产物流的温度是约500°C至约900。。。
14.如权利要求12所述的方法，还包括使所述部分燃烧产物流经过ー个或多个过滤器。
15.如权利要求14所述的方法，所述过滤器将不燃性组分的残留量降低至小于约2mg/m3部分燃烧产物。
16.如权利要求11所述的方法，其中所述含碳燃料包括煤、褐煤或石油焦炭。
17.如权利要求16所述的方法，其中所述含碳燃料是颗粒形式并作为含CO2的浆液提供。
18.如权利要求17所述的方法，其中颗粒燃料使得大于90%的颗粒具有小于约500μ m的平均大小。
19.如权利要求18所述的方法，其中大于99%的所述颗粒具有小于约100μ m的平均大小。
20.如权利要求I所述的方法，其中所述CO2循环流体在至少约15MPa的压カ被引入。
21.如权利要求I所述的方法，其中所述CO2循环流体在至少约20MPa的压カ被引入。
22.如权利要求I所述的方法，其中所述CO2循环流体在至少约600°C的温度被引入。
23.如权利要求I所述的方法，其中所述CO2循环流体在至少约700°C的温度被引入。
24.如权利要求I所述的方法，其中所述燃烧产物流具有至少约1，000°C的温度。
25.如权利要求I所述的方法，其中所述燃烧产物流具有的压カ是引入所述燃烧室的CO2的压カ的至少约90%。
26.如权利要求25所述的方法，其中所述燃烧产物流压カ是引入所述燃烧室的CO2的压カ的至少约95%。
27.如权利要求I所述的方法，其中入口处的所述燃烧产物流的压カ相比出口处的所述涡轮排出流的压カ之比是约I. 5至约10。
28.如权利要求27所述的方法，其中入口处的所述燃烧产物流的压カ相比出口处的所述涡轮排出流的压カ之比是约2至约8。
29.如权利要求I所述的方法，其中所述燃料是含碳燃料，且其中引入所述燃烧室中的CO2循环流体中的CO2与燃料中的碳的比例以摩尔计为约10至约50。
30.如权利要求29所述的方法，其中引入所述燃烧室中的CO2循环流体中的CO2与O2的比例以摩尔计为约10至约30。
31.如权利要求I所述的方法，其中所述涡轮排出流中的CO2处于气态。
32.如权利要求3I所述的方法，其中所述涡轮排出流具有小于或等于7MPa的压力。
33.如权利要求I所述的方法，其中所述主热交换单元包括一系列的至少三个热交换器。
34.如权利要求33所述的方法，其中所述系列中的第一热交換器接收所述涡轮排出流并降低其温度，所述第一热交換器由耐受至少约700°C温度的高温合金制成。
35.如权利要求I所述的方法，其中经过所述第二压缩机之后的所述超临界、高密度CO2循环流体流具有至少约15MPa的压力。
36.如权利要求35所述的方法，其中经过所述第二压缩机之后的所述超临界、高密度CO2循环流体流具有至少约25MPa的压力。
37.如权利要求I所述的方法，其中所述超临界CO2循环流体流被冷却至使其密度为至少约400kg/m3的温度。
38.如权利要求I所述的方法，其中所述额外量的热包括从O2分离单元收回的热。
39.如权利要求I所述的方法，其中所述O2以下述量提供，所述量使得部分所述燃料被氧化成包含C02、H20和SO2中ー种或多种的氧化产物，而剩余部分的所述燃料被氧化成ー种或多种选自H2、CO、CH4, H2S, NH3及其组合的可燃组分。
40.如权利要求39所述的方法，其中所述涡轮包括两个单元，每个单元具有入口和出ロ，且其中在每个单元入ロ处的操作温度基本相同。
41.如权利要求40所述的方法，包括在第一涡轮单元的出ロ处向所述流体流添加一定量的O2。
42.如权利要求I所述的方法，其中所述涡轮排出流是包含过量O2的氧化流体。
43.如权利要求I所述的方法，其中所述CO2循环流体作为与O2和燃料两者之ー或两者的混合物被引入蒸发冷却燃烧室。
44.如权利要求I所述的方法，其中所述燃烧室包括蒸发冷却燃烧室。
45.如权利要求I所述的方法，其中所述CO2循环流体作为被引导经过在蒸发冷却燃烧室中形成的一个或多个蒸发流体供应通道的全部或部分蒸发冷却流体而被引入所述蒸发冷却燃烧室。
46.如权利要求I所述的方法，其中所述燃烧在至少约1，300°C的温度进行。
47.如权利要求I所述的方法，其中所述燃烧在约1，200°C至约5，000°C的温度进行。
48.如权利要求I所述的方法，其中所述O2作为其中O2的摩尔浓度为至少85%的流提供。
49.如权利要求48所述的方法，其中O2的摩尔浓度为约85%至约99.8%。
50.如权利要求I所述的方法，其中使所述涡轮排出流直接进入所述主热交換器単元，而没有经过其他燃烧室。
51.如权利要求I所述的方法，其中所述燃烧的效率大于50%，所述效率计算为所产生的净电カ与燃烧发电的含碳燃料的总低热值热能之比。
52.如权利要求I所述的方法，还包括在所述燃烧步骤与所述膨胀步骤之间，使所述燃烧产物流经过至少ー个用于去除固态或液态污染物的装置。
53.如权利要求I所述的方法，还包括在所述膨胀步骤与所述收回步骤之间，使所述涡轮排出流经过次热交换单元。
54.如权利要求53所述的方法，其中所述次热交换单元利用来自所述涡轮排出流的热来加热来源于蒸汽动カ系统的ー个或多个流。
55.如权利要求54所述的方法，其中所述蒸汽动カ系统包括传统锅炉系统。
56.如权利要求55所述的方法，其中所述传统锅炉系统包括燃煤型发电设备。
57.如权利要求54所述的方法，其中所述蒸汽动カ系统包括核反应堆。
58.如权利要求54所述的方法，其中使ー个或多个被加热的流经过ー个或多个涡轮以发电。
59.—种发电方法,其包括 将含碳燃料、O2和CO2循环流体引入蒸发冷却燃烧室中，所述CO2在至少约SMPa的压カ和至少约200°C的温度引入； 使燃料燃烧，以提供包含CO2的燃烧产物流，该燃烧产物流具有至少约800°C的温度；和 经涡轮膨胀所述燃烧产物流以发电，所述涡轮具有用于接收燃烧产物流的入口和用于释放包含CO2的涡轮排出流的出口，其中所述入口处的燃烧产物流的压カ相比所述出ロ处的涡轮排出流的压カ之比小于约12。
60.如权利要求59所述的方法，其中所述CO2循环流在至少约20MPa的压カ被引入。
61.如权利要求59所述的方法，其中所述CO2循环流体在至少约700°C的温度被引入。
62.如权利要求59所述的方法，其中所述燃烧产物流具有至少约1，000°C的温度。
63.如权利要求59所述的方法，其中所述入口处的燃烧产物流的压カ相比所述出ロ处的涡轮排出流的压カ之比为约I. 5至约10。
64.如权利要求59所述的方法，其中弓I入所述燃烧室中的所述CO2循环流体中的CO2与燃料中的碳的比例以摩尔计为约10至约50。
65.如权利要求59所述的方法，其中所述涡轮排出流中CO2的处于气态。
66.如权利要求65所述的方法，其中所述涡轮排出流具有小于或等于7MPa的压力。
67.如权利要求59所述的方法，还包括使所述涡轮排出流经过主热交换単元，其从所述涡轮排出流收回热并提供温度小于约200°C的CO2循环流体流。
68.如权利要求67所述的方法，其中所述主热交换单元包括一系列的至少两个热交换器。
69.如权利要求67所述的方法，还包括在所述CO2循环流体流上进行ー个或多个分离步骤，以去除除CO2之外存在于所述循环流体流中的ー种或多种次要组分。
70.如权利要求69所述的方法，还包括利用第一压缩机将已纯化的CO2循环流体流压缩至高于CO2临界压カ的压力，以提供超临界CO2循环流体流。
71.如权利要求70所述的方法，还包括将所述超临界CO2循环流体流冷却至使其密度为至少约200kg/m3的温度。
72.如权利要求70所述的方法，还包括使所述超临界、高密度CO2循环流体经过第二压缩机以将所述CO2循环流体增压至输入所述燃烧室中所需的压力。
73.如权利要求72所述的方法，还包括使所述超临界、高密度、高压CO2循环流体经过同一主热交换単元，以使所收回的热用于増加所述CO2循环流体的温度。
74.如权利要求73所述的方法，还包括向所述超临界、高密度、高压CO2循环流体供应额外量的热，以使离开热交換单元以再循环至燃烧室的CO2循环流体的温度与涡轮排出流的温度之间的差异小于约50°C。
75.如权利要求74所述的方法，还包括将已加热的超临界、高密度CO2循环流体再循环到所述燃烧室中。
76.如权利要求74所述的方法，其中所述供应额外量的热的步骤包括利用自O2分离单元收回的热。
77.如权利要求67所述的方法，其中在使所述涡轮排出流经过所述主热交换单元之前，使所述涡轮排出流经过次热交换単元。
78.如权利要求77所述的方法，其中所述次热交换单元利用来自涡轮排出流的热来加热来源于蒸汽动カ系统的ー个或多个流。
79.如权利要求78所述的方法，其中所述蒸汽动カ系统包括传统锅炉系统。
80.如权利要求79所述的方法，其中所述传统锅炉系统包括燃煤型发电设备。
81.如权利要求78所述的方法，其中所述蒸汽动カ系统包括核反应堆。
82.如权利要求78所述的方法，其中使所述ー个或多个加热的蒸汽流经过ー个或多个涡轮以发电。
83.如权利要求59所述的方法，其中至少部分所述CO2循环流体作为与O2和燃料两者之一或两者的混合物被引入蒸发冷却燃烧室。
84.如权利要求59所述的方法，其中所述CO2循环流体作为被引导经过在蒸发冷却燃烧室中形成的一个或多个蒸发流体供应通道的全部或部分蒸发冷却流体而被引入所述蒸发冷却燃烧室。
85.如权利要求59所述的方法，其中所述燃烧在至少约1，300°C的温度进行。
86.如权利要求59所述的方法，其中所述燃烧在至少约1，300°C至约5，000°C的温度进行。
87.如权利要求59所述的方法，其中所述O2作为其中O2的摩尔浓度为至少85%的流提供。
88.如权利要求59所述的方法，其中所述燃烧的效率大于50%，所述效率计算为所产生的净电カ与燃烧发电的含碳燃料的总低热值热能之比。
89.—种发电系统,其包括 蒸发冷却燃烧室，其被配置为用于接收燃料、O2和CO2循环流体流，并且具有至少ー个燃烧阶段，其在所述CO2循环流体存在下燃烧所述燃料，并在至少约SMPa的压カ和至少约800°C的温度提供含CO2的燃烧产物流； 与所述燃烧室流体连通的主发电涡轮，所述主涡轮具有用于接收燃烧产物流的入口和用于释放含CO2的涡轮排出流的出口，所述主涡轮适于控制压降，使得入口处的燃烧产物流相比出口处的涡轮排出流的压カ之比小于约12 ； 与所述主涡轮流体连通的主热交换単元，用于接收涡轮排出流并将来自所述涡轮排出流的热转移至CO2循环流体流；和 至少ー个与至少ー个热交換器流通连通的压缩机，用于使CO2循环流体流增压。
90.如权利要求89所述的发电系统，还包括一个或多个设置在所述热交换单元与所述至少ー个压缩机之间的分离设备，用于去除除CO2之外存在于所述CO2循环流体中的ー种或多种次要组分。
91.如权利要求89所述的发电系统，包括第一压缩机，其适于将所述CO2循环流体流压缩至高于CO2临界压カ的压力。
92.如权利要求91所述的发电系统，包括冷却装置，其适于将离开所述第一压缩机的所述CO2循环流体流冷却至使其密度大于约200kg/m3的温度。
93.如权利要求92所述的发电系统，包括第二压缩机，其适于将已冷却的CO2循环流体流压缩至输入燃烧室所需的压力。
94.如权利要求92所述的发电系统，还包括一个或多个传热部件，其将来自外部来源的热传递到燃烧室上游和第二压缩机下游的CO2循环流体。
95.如权利要求94所述的发电系统，其中所述传热部件与O2生产设备相连。
96.如权利要求89所述的发电系统，还包括第二燃烧室，其位于所述蒸发冷却燃烧室上游并与其流体连通。
97.如权利要求96所述的发电系统，还包括一个或多个位于第二压缩机与所述蒸发冷却燃烧室之间的过滤器或分离设备。
98.如权利要求96所述的发电系统，其中所述第二压缩机是第二蒸发冷却燃烧室。
99.如权利要求96所述的发电系统，还包括混合设备，其用于形成颗粒燃料与流化介质的浆液。
100.如权利要求96所述的发电系统，还包括研磨设备，其用于使固体燃料颗粒化。
101.如权利要求89所述的发电系统，其中所述热交换单元包括至少两个热交換器。
102.如权利要求101所述的发电系统，其中所述热交换单元包括一系列的至少三个热交換器。
103.如权利要求101所述的发电系统，其中所述系列中的第一热交換器适于接收主涡轮排出流，并由耐受至少约700°C温度的高温合金制成。
104.如权利要求89所述的发电系统，其中所述主发电涡轮包括一系列的至少两个涡轮。
105.如权利要求89所述的发电系统，还包括次热交换単元，其位于所述主发电涡轮与所述主热交换单元之间并与二者流体连通。
106.如权利要求105所述的发电系统，还包括经由至少ー个蒸汽流与所述次热交换单元流体连通的锅炉。
107.如权利要求106所述的发电系统，还包括次发电涡轮，其具有用于接收来自所述次热交换单元的至少ー个蒸汽流的入ロ。
全文摘要
本发明提供利用高效燃烧室(220)并结合CO2循环流体(236)来发电的方法和系统。在具体实施方式
中，所述方法和系统能够有利地利用低压力比动力涡轮(320)和节约型热交换器(420)。来自外部来源的额外的低位热可用于提供加热再循环CO2循环流体所需的部分热量。燃料衍生的CO2可被捕获并在管道压力下输送。可捕获其他杂质。
文档编号F23M5/00GK102834670SQ201180016993
公开日2012年12月19日 申请日期2011年1月26日 优先权日2010年1月28日
发明者R.J.阿拉姆, M.R.帕尔默, 小格伦.W.布朗 申请人:帕尔默实验室有限责任公司, 八河流资产有限责任公司