从废气中捕集二氧化碳 |
|||||||
| 申请号 | CN200880125555.1 | 申请日 | 2008-11-28 | 公开(公告)号 | CN101939075A | 公开(公告)日 | 2011-01-05 |
| 申请人 | 布莱阿姆青年大学; | 发明人 | 拉里·L·巴克斯特; | ||||
| 摘要 | 从废气中捕集二 氧 化 碳 的方法，包括：(i)从废气中除去 水 分以得到干燥的废气；(ii)压缩该干燥的废气以得到压缩气体流；(iii)使用第一 热交换器 将该压缩气体流的 温度 降至温度T1；(iv)使用第二热交换器将该压缩气体流的温度降至第二温度T2，其中T2＜T1，并且来自该压缩气体流的二氧化碳的至少一部分冷凝，由此产生固体或液体冷凝相的二氧化碳组分和轻气体组分；(v)将该冷凝相组分与该轻气体组分分离以产生冷凝相流和轻气体流；和(vi)在第二热交换器中使用至少一部分冷凝相流和/或该轻气体流。 | ||||||
| 权利要求 | 1.一种从烃加工装置的废气中有效分离二氧化碳的方法，包括： |
||||||
| 说明书全文 | 从废气中捕集二氧化碳[0001] 发明背景1.技术领域 [0002] 本发明涉及从废气中捕集二氧化碳。 [0003] 2.相关技术 [0004] 将二氧化碳与其它轻气体如氮气分离对实现二氧化碳隔离来说是重要的。常规发电厂的废气通常含有约4体积％至约14体积％的二氧化碳(CO2)。通常认为，这种CO2是加大温室效应和全球变暖的一个重要因素。因此，很明显需要从废气中捕集CO2以得到可以容易地运输到安全的储存地点或其它应用的CO2浓缩流的有效方法。已经通过五种主要技术从气体流中捕集CO2：纯氧燃烧(oxyfiring)，其中在燃烧前从空气中分离出氧气，得到基本上纯的CO2排放流；吸收，其中CO2选择性吸收到液体溶剂中；膜，其中通过半透性塑料或陶瓷膜分离CO2；吸附，其中通过吸附在特别设计的固体颗粒表面上来分离CO2；和低温/高压工艺，其中通过使CO2冷凝实现分离。 [0005] 过去，证明从废气中捕集CO2的最经济的技术是用胺溶液洗涤该废气以使CO2吸收到该溶液中。这种技术对于从小规模废气和从特种工艺中捕集CO2的系统来说已经达到了商业化的操作状态。但是，其应用显著降低了发电厂的总效率。 [0006] 另一类已经受到广泛注意的工艺是纯氧燃烧系统，其使用氧气(通常是在空气分离装置(ASU)中制造的)代替空气用于燃烧一次燃料。该氧气常常与惰性气体(如再循环的废气)混合以使燃烧温度保持在合适的水平下。纯氧燃烧工艺产生含有CO2、水和O2作为主要成分的废气；CO2浓度通常大于约70体积％。通常需要对该废气进行处理以在将CO2送去储存之前从该废气中除去空气污染物和不能冷凝的气体(如氮气)。 [0007] 简要概述 [0008] 本发明的方法和系统可以由固定的电厂废气制备希望地纯的、加压的CO2流和几乎不含CO2的氮气流。与纯氧燃烧和其它已知技术相比，本发明提供改善的效率和减少的投资成本。与纯氧燃烧系统不同，本发明是对包含大量氮气或其它轻气体的废气进行的。本方法和系统采用低温技术压缩和冷却二氧化碳以从废气流中获得冷凝的二氧化碳。至少部分基于相差异将冷凝的二氧化碳与气态氮气或其它轻气体分离。部分通过使用经冷却分离的轻气体(例如氮气)冷却废气以使该方法和系统是经济的。以这种方式回收了冷却废气所需的一部分能量。能量效率和成本有效性优点进一步源于生成了无需蒸馏或使用其它昂贵的纯化步骤纯化的基本上纯净的、固相CO2相，由此显著减少运行成本与投资成本。最后，对冷凝相CO2流进行CO2压缩，这与将气态CO2压缩至最终储存或后继使用所需的条件的运行成本与投资成本相比是更加能量有效的。如下文更全面地描述的那样，本发明包括用于回收冷却和压缩废气所消耗的能量的几种其它技术。 [0009] 在一种实施方案中，描述了从烃加工装置的废气中有效分离二氧化碳的方法。该方法包括，(i)从烃加工装置的废气中除去水分和任选的污染物以获得至少部分干燥的废气；(ii)压缩该至少部分干燥的废气以获得压缩气体流，其中该压缩气体流包含二氧化碳；(iii)使用第一热交换器将压缩气体流的温度降至温度T1；(iv)使用第二热交换器或利用第二热交换器与该压缩气体流膨胀相结合将该压缩气体流的温度降至温度T2，其中T2＜T1，并且其中来自该压缩气体流的至少一部分二氧化碳冷凝，由此获得固体或液体冷凝相的二氧化碳组分和轻气体组分；(v)将冷凝相组分与轻气体组分分离以获得冷凝相流和轻气体流；和(vi)在第二热交换器中使用至少一部分轻气体流和任选的一部分冷凝相流。 [0010] 本发明也包括从烃加工装置的废气中有效分离二氧化碳的系统。该系统包括与废气管道流体连通的压缩机。该压缩机构造成接收废气并压缩该废气以产生压缩废气。第一热交换器构造成使用第一冷却剂来耗散来自压缩气体的热以获得部分冷却的气体流。第二热交换器具有冷却剂室和废气室。废气室具有构造成接收来自第一热交换器下游的部分冷却气体流的入口，并被构造成将热耗散到冷却剂室以在第二废气室中产生冷的压缩气体流。冷却剂室构造成接收来自第二废气室下游的冷的压缩气体流。并且，安置与第二热交换器流体连通的第三热交换器或第一膨胀室，该第三热交换器或第一膨胀室构造成冷却冷的压缩气体流以产生冷凝的二氧化碳。 [0011] 在一种优选的实施方案中，该方法包括在冷凝二氧化碳之前从废气中除去杂质。通过将废气冷却和压缩到为了使杂质冷凝而不使二氧化碳冷凝所选择的温度和压力，从废气中经济地除去杂质。随后从系统中除去冷凝的杂质。其后，使二氧化碳冷凝，并以基本上纯净的二氧化碳流的形式分离。 [0012] 在一种实施方案中，在二氧化碳冷凝之前通过冷凝提取的杂质包括但不限于SO2、NO2、HCl或Hg。因为废气被压缩和冷却以使二氧化碳冷凝，所以这些和其它杂质的冷凝和去除是非常经济的。根据废气水分含量，这些杂质将形成酸、液体或固体，并基于这些相差异可以从剩余的废气中分离。 [0013] 另外或作为替代方案，可以使用催化剂或溶剂吸收剂除去一种或多种杂质。可以在压力下对废气进行催化处理以提高催化反应或吸收的效率。例如，可以采用选择性催化还原技术(SCR)除去NOx组分。通过在高压下进行该反应可以实现高效率。合适的压力的例子包括高于5psi，更优选高于60psi，最优选高于100psi。 [0014] 在本发明的另一种实施方案中，该方法和系统包括储存高压的轻气体流(例如，氮气或未处理的废气)。所储存的高压气体提供了可用于发电的能源。在峰值电力需求期间，所储存的高压气体可以膨胀作功。因此，可以通过在涡轮机中使该气体膨胀用来回收压缩气体所需的一部分能量，以在电力需求高的期间发电。 [0015] 在一种实施方案中，压缩所需的电力来自于发电厂或并网的间歇式能源或周期性能源(例如但不限于风车或非高峰时间的过剩发电厂容量)或其组合。能量存储提高了系统的盈利能力和效率，由此使该系统与现有系统相比更为经济且更有竞争力。 [0017] 基本上所有的电网系统都涉及从峰值至低点具有很大差异的日常电力需求周期。或者更为明显地，通过将负荷转移到需求较低的时间并在高需求期间使用能量储存进行补偿，本文中描述的能量储存特征有助于解决即便在碳捕集技术降低净有效容量时满足峰值需求的系统性难题。该特征延缓或省去了构建CO2减排用的新发电容量的需要。就压缩代表用于CO2隔离的沉入成本和附加损失而言，能量储存的有效效率和成本是涡轮机效率(通常为85-95％)和压力容器的成本。 [0018] 通过整合一种或多种方法，如去除杂质和/或能量储存，本文中所述方法的成本效率可以与仅提供能量储存或仅提供CO2捕集的替代系统充分竞争。 [0021] 为了进一步阐明本发明的上述和其它优点与特征，将参照在附图中描述的本发明的具体实施方案对本发明进行更详细的描述。应认识到，这些图仅仅描述本发明的说明性实施方案，因此不应认为限制其范围。将使用以下附图更为具体和详细地描述和解释本发明，其中： [0022] 图1示出本文中描述的一种实施方案的方法的方框图； [0023] 图2示出CO2捕集系统的一部分的简化流程图； [0024] 图3示出两级图2的压缩与膨胀系统； [0025] 图4示出图2的流程图的同流换热式致冷与分离部分的例子； [0026] 图5示出在没有膨胀涡轮机的情况下的图3中所示具有级间同流换热式冷却的压缩工艺； [0027] 图6示出三种工作流体在简单膨胀下各自的涡轮机中产生的功与转移到工作流体的热的比例的比较； [0028] 图7显示了二氧化碳相图； [0029] 图8示出二元CO2-N2热力学数据和非理想预测，说明了混合物的非理想性质和先进的热力学模型捕捉这种非理想性的能力，并且还说明了由含有少于约15％CO2的废气形成液相的不可能性。 [0030] 图9示出在-55℃和平均129atm下的三相CO2-N2-O2图，该图说明了氧气对相包线的影响； [0032] 图11示出对于在300K槽中二氧化碳的浓度曲线的不同复杂性的三种解，其中所示数值解按照本发明的计算方式；和 [0033] 图12示出与本发明的方法相比，对于多种方法每避免一吨二氧化碳所估算的成本。 [0034] 详细描述 [0035] I.绪论 [0036] 本发明的方法与系统由固定的电厂废气制造几乎纯净的、加压的CO2流和几乎不含CO2的轻气体流。与纯氧燃烧法和文献中详细记载的其它替代方案相比，本发明提供改善的效率和降低的投资与运行成本。通过省去昂贵且能量密集的蒸馏或类似的纯化步骤、用相对廉价且能量有效的冷凝相CO2加压替代昂贵且能量密集的CO2压缩步骤、以高压轻气体形式储存能量和/或在加工装置里减少用水量，采用本发明可以实现能量效率的改善。通过这些相同的手段并通过去除杂质(例如酸)、在不太苛刻的极限温度下运行、能够使用更廉价和范围更广的结构材料，以及与较小的体积流量和较小的极限温度范围相关的较低成本，可以减少投资与运行成本。 [0037] 图1提供了本发明一种实施方案的示例性方法的概况。方法100包括接收来自烃加工、燃烧、气化或类似装置的废气并除去水分以形成部分干燥的气体流(步骤110)。将部分干燥的气体流压缩至所需压力并用第一热交换器冷却至第一温度T1(步骤120)。例如，干燥的废气可以在一组压缩机中压缩，并采用级间热交换器冷却，该级间热交换器采用空气或水使热耗散。 [0038] 在步骤130中，从经压缩的废气中除去杂质。可以通过使杂质冷凝并在冷凝二氧化碳之前将冷凝的杂质从气体流中除去来除去杂质。通常使杂质在低于环境温度、但高于CO2冷凝温度的温度下冷凝。可以使用具有可以以侧流形式除去冷凝杂质的集成冷凝物分离器的热交换器除去一种或多种杂质。可去除的杂质的例子包括但不限于SO2、NO2、HCl或Hg。 [0039] 在一种优选的实施方案中，除去的杂质是诸如酸或冷凝相硫化合物的可销售产品。在步骤140中，经压缩的废气随后用第二热交换器冷却或优选膨胀以达到温度T2，在该温度下经压缩的废气中的二氧化碳冷凝以形成冷凝的CO2组分和轻气体组分。非常有利的是使该经压缩的气体膨胀以达到CO2冷凝的最终温度。膨胀使得大部分CO2在废气中而不是在表面上冷凝，这有利于去除冷凝的CO2组分。 [0040] 在步骤150中，将冷凝的CO2组分与轻气体组分分离，得到冷凝相CO2流和轻气体流。通常，冷凝的CO2组分是固体。在一种实施方案中，冷凝的CO2组分可以以固体形式从热交换器中除去。以固体形式从热交换器中除去冷凝的CO2组分可以避免与加热该热交换器相关的能量损失。 [0041] 如上所述，在一种优选的实施方案中，使冷凝的气体流膨胀以降低其温度来冷凝CO2。在这种实施方案中，将经压缩的气体流冷却至接近二氧化碳的霜点，使得膨胀仅需要几度的温度下降。这一步骤对促进冷凝的CO2组分与轻气体组分分离以及回收冷凝的CO2组分来说可以是非常有利的，这是因为大部分二氧化碳将以悬浮形式冷凝。但是，一部分二氧化碳将聚积在实施冷凝的容器或室的表面上。在本发明的一种实施方案中，室构造成能够用机械装置将固体从室的表面上除去。例如，除去固体CO2的机械装置可以是刮擦滚筒壁或其他内表面的机械刮器。机械装置可以是刮擦管壁和/或在所需方向上移动固体材料的螺旋机构。在一种实施方案中，机械装置可以是收集固体CO2并随后通过驱动电动机间歇地摇振的袋式过滤器或金属丝网。在一种替代实施方案中，可以使用根据重量分离固体CO2与轻气体组分的旋风分离器来过滤固体CO2。袋式过滤器、摇振袋式过滤器的机制以及旋风分离器在本领域是已知的。 [0042] 在一种实施方案中，固体CO2组分冷凝在固体二氧化碳块状体上。该CO2块状体是为冷凝的CO2组分提供在其上聚集的表面的大块固体CO2。在一种实施方案中，该块状体可以形成轻气体流通过的过滤器。 [0043] 前述手段是用于将冷凝的CO2组分与轻气体组分分离的手段的例子。 [0044] 本发明的分离技术可以实现二氧化碳从废气中的高去除率。在一种实施方案中，本发明去除了至少约95重量％，更优选至少约98％，最优选至少约99％的二氧化碳。 [0045] 本发明还包括一个或多个回收用于压缩和冷却废气的一部分能量的能量回收步骤160。在一种实施方案中，在第二热交换器中使用轻气体流以冷却经压缩的气体流(步骤165)。此外，冷的冷凝二氧化碳流可用作第二冷却剂以冷却经压缩的废气(步骤170)。在又一种实施方案中，为了能量储存目的将一部分轻气体组分保持在高压下(步骤175)。在最终步骤180中，可以将二氧化碳流隔离。隔离二氧化碳流通常包括压缩冷凝相的二氧化碳流。压缩冷凝相的二氧化碳流所需的能量远远低于压缩气相二氧化碳所需的能量。 [0047] II.用于从废气中分离CO2的系统 [0048] 图2示出可用于实施本发明的一种实施方案的局部示意性系统。在该实施方案中，说明了能量储存能力。但是，本领域技术人员会认识到，可以在无需高压储槽的情况下实施本发明的许多实施方案。 [0049] 在图2中所示的系统200中，来自加工装置的含CO2的废气210通过冷凝热交换器215，冷凝热交换器215同时冷却并部分干燥气体210。水分流220从系统中排出，将干燥的废气225引入到包括级间冷却的分级压缩系统230中。压缩的气体流230可以被压缩到几乎任何压力，只要容器和压缩机适于处理该压力即可。例如该压力可以是约1atm至约600atm。用于相对低压系统的压力的例子包括约1psi至约10psi、更优选约2psi至约6psi的压力。对高压储存应用来说，该压力可以更高。例如该压力可以是约10atm至约600atm，更优选约20atm至约400atm。 [0050] 将高压废气冷却至低于在生产线中(in-line)或高压储槽245中的废气流的组成下的CO2的露点/霜点。除去设计规定量的CO2之后的气体组成决定最终温度。也就是说，设计用于去除90％的CO2的系统在含有10％起始CO2的废气的露点/霜点下运行。储槽245也提供静止环境，其中CO2沉降到该槽的底部，提高局部分压，这提高了露点/霜点并提高了分离效率。在冷凝或冷冻并纯化之后，液体CO2流265从工艺中流出，同时富含N2的流 250从槽的顶部流出。为了回收压缩废气流时消耗的一部分能量，高压气体流250在涡轮机 255中膨胀以充分冷却轻气体流250。冷的轻气体流260随后在第二热交换器中用于冷却废气(例如，对于所示能量储存应用，冷的轻气体流可用于冷却高压储槽245的底部，这有助于收集CO2)。 [0051] 在一种实施方案中，膨胀的气体可以积聚来自其它装置工艺的废热、工艺热或高质量热，并通过轻气体流的膨胀将其转化为功。根据压缩与膨胀的温度和其它条件，涡轮机255可以产生压缩中所用的大部分或全部能量。 [0052] 在本发明的一种实施方案中，在如图3所示的一系列紧密连接的压缩与膨胀级中发生气体的压缩与膨胀(例如，在图2中称为压缩机230和涡轮机255)。在一种优选的实施方案中，压缩机和涡轮机共用相同的轴(未显示)以避免电与机械的低效率。为此，图3示出了沿公共轴线的压缩机232与234和涡轮机256与258。虽然图3对压缩与膨胀各自显示了两级，但是级数可以不同，并可以使用超过两级。在低压下运行或具有辅助致冷的系统要求少至2-4级。但是，在某些实施方案中，对辅助致冷的动力与投资要求都超过了用于直接冷却选项的附加级的增量成本。 [0053] 如图3所示，干燥的废气225进入压缩机232。干燥的废气225在其压缩时升温，因为功与体积流量成比例并因此与温度成比例，所以该温热的气体显著降低了压缩效率。在一定压缩后，废气进入热交换器236，在此其在名义上被冷却至其预压缩温度。在一或二级处，压力与温度的组合足以冷凝基本上所有或部分酸组分，特别是SO2、HCl和NO2。根据废气中的水分含量，酸可以形成冷凝相酸或硫组分。NO在冷凝前述酸的条件下通常不会冷凝。这些冷凝杂质的小的侧流238显示在图3中。 [0054] 在其中固体CO2分离在高于环境压力的压力下进行的实施方案中，来自工艺的富氮流反向通过膨胀涡轮机256和258。这些涡轮机可以提供驱动压缩机并辅助冷却废气所需的一部分动力，压缩机产生的废热用于提高级之间的氮气流温度。当氮气在非峰值需求期间在压力下储存并在峰值需求期间释放时，或当氮气流在最终膨胀级之前加热至远高于环境温度时，这种实施方案是最有益的。单个的、分级的装置可以实施该膨胀/压缩循环中所需的所有工艺，图3中显示了其中的两级。虽然已经示出氮气在热交换器236和242处冷却压缩气体，但是本发明也包括其中没有用氮气冷却级间热交换器的实施方案。通常，在使用氮气前的至少一级用空气或水冷却。 [0055] 尽管没有在图3中显示，但是冷凝的二氧化碳流也可以通过热交换器236与242以促进废气的冷却。返回的富含CO2的流通过同一组热交换器中的分开的通道，并以与轻气体流260相同的方向流动。但是，CO2不会通过轻气体涡轮机级，因为其在该工艺级以冷凝相形式存在，并且其最终条件通常在相对高(＞70atm)的压力下。二氧化碳的流动如图5所示。 [0056] 在逆流热交换器中在废气与富氮气流之间始终存在标称20-70℃的温差。该差值通常随CO2收集效率的提高而增大。最终压力和温度取决于所需的收集效率和外部致冷的存在。压缩机/膨胀机组的目的在于以最低能量和投资成本使废气达到图7中所示的霜点条件。多相流体损坏一些涡轮机，从霜线到CO2去除的最终条件，需要谨慎的涡轮机设计或替代工艺。 [0057] 如图4所示，在外部冷却的情况下，废气425进入外部致冷室412，因为它不在直接冷却构造中，所以用虚线表示。外部冷却可以在没有附加工艺步骤的情况下使气体直接达到霜点，或它们可以与气体膨胀结合并实施一部分冷却，而气体膨胀实施其余冷却。 [0058] 在涡轮机膨胀至霜点后，经直接冷却的气体通过膨胀阀414(或适当设计的涡轮机)，由此温度和压力从霜线降低到设计去除量的工作线。在该工艺中，单相流转化为固体-气体形式，固体是基本上纯净的CO2，气体主要是氮气，通常含有一些残余的氧气和其它轻气体以及按照下述图10中所示数据的可变量的气态CO2。图10显示了导致从煤基发电厂排放的典型废气中除去所示部分CO2的压力与温度的组合。本领域技术人员将认识到，类似但数量上不同的运行目标属于其它方法，并可以采用已知的热力学原理结合本公开的教导来计算。 [0059] 尽管CO2在其分离的温度和组成下形成固体，但是分离的实际结果是形成液体。固体CO2在略微更温暖(-55℃)的容器中融化，在此温度下形成更容易处理的液体。冷的CO2和N2通过膨胀和热交换系统返回以减少冷却废气所需的能量，N2最终排放到大气中，CO2输送至最终储存或应用。 [0060] 可以对该方法进行几处修改以降低成本和能耗。最显著地，如果在大气压力下发生分离，或在下述与节水计划结合的锅炉集成的情况下，图3所示膨胀涡轮机是不必要的。但是，保留热交换器。这简化了该工艺，减少了投资费用。该简化的流程图显示在图5中，其中分别显示了CO2和N2冷却流510和512。如图3中所示，单个的、分级的装置可以执行该压缩和热交换工艺中所需的所有工艺，图5中显示了两级。 [0061] 本发明的系统的一个优点在于其可以以外挂改型技术或以集成技术安装。外挂式选项使该技术对现有发电设备非常具有吸引力。在这种构造中，需要对现有设备做最小的改动。在烟道之前截取废气并在不改变上游系统的情况下使其通过该工艺。仅有的主要要求是新设备(压缩机和涡轮机)应有足够的占地面积。 [0062] III.去除杂质 [0063] 如图3所示，可以在冷凝二氧化碳并将其从废气中除去之前，在所需温度和压力下通过冷凝诸如金属和酸的杂质，由此除去杂质。该工艺中高压和低温的结合为在传统的、大气压力废气中无法采用的污染物处理提供了替代手段。在许多情况下，可以以远高于目前设计的系统的效率除去污染物。特别地，采用所提出的方法，在没有任何附加的投资和仅有少量运行费用的情况下，SOx、HCl、NO2和Hg的去除效率接近100％。例如，用于冷却冷凝气体流的热交换器可以包括用于从系统中除去杂质的冷凝物分离器。从系统中除去冷凝的杂质防止该杂质被输送到下游并与冷凝的二氧化碳混合，这随后需要在单独的工艺(例如蒸馏)中将杂质与二氧化碳分离，从而显著增加了系统的成本。 [0064] 所有前述杂质均在高于去除CO2的温度和压力下冷凝。在CO2霜点(即CO2开始冷凝的点)的温度下冷凝杂质并将它们从系统中除去，残留在气相中的杂质的浓度可以降至几个ppm(取决于压力和水分含量)。在一种实施方案中，经纯化的冷凝气体流(其包含二氧化碳)中的杂质浓度低于100ppm，更优选低于10ppm，最优选低于1ppm。因此，在无需进行蒸馏的情况下，二氧化碳流的纯度可以具有上述范围内的纯度。 [0065] 可以以液体或固体形式从该工艺中除去杂质，其大多数具有商业价值。 [0066] 难以估计NO的结果，因为其还表现出明显非理想化的行为，但不如其它杂质易冷凝。尽管如此，但是在高压下，NO吸收和/或催化转化比现有大气压系统更为有效且更为成本有效。如果将用于污染处理的大部分投资成本转而用于所提出的方法，其在任何情况下都可以以高效率除去相同和另外的杂质，则碳捕集和储存的有效成本可以相应地降低(例如，降低30-40％)。 [0067] 本文中描述的方法与系统可以部分或全部替代其它气体处理工艺，包括除汞、脱硫、酸气处理、NOx去除或其组合。此外，本文中描述的废气净化可以仅需要微不足道的边际资本和运行费用。最为简单但或许并非最佳的方法包括用CO2流捕集杂质。但是，这产生了酸性且可能具有腐蚀性的CO2流，这在压力非常高的容器内部并对后面的储存或使用是一个潜在的问题。 [0068] 作为替代方案，高压液态水或其它吸收(附)剂在中压下有效地除去大部分杂质。通过这种机制能够在大多数物质浓度方面实现远远超过90％的减少，消除或减少对现有或新的脱硫设备、除汞、SCR和SNCRNOx还原技术和类似技术的需要。这些系统为发电厂中的主要投资(通常总计超过30％)，并构成较小但显著的附加效率损失。替代它们可以使所提出的系统的投资与能源成本明显更具有吸引力。 [0069] IV.能量储存 [0070] 加压气体是一种可能的能量储存手段。通常，仅仅一部分废气流提供能量储存，而大部分废气流连续流经该工艺。 [0071] 储槽的大小取决于所需能量储存量和高压设备的工程限制。多容器储存系统，或更为成本有效地需要单容器但仍提供储存的系统(下文描述)提供能量储存性能。可以在任何系统压力下进行储存，该系统压力为从系统中的峰值压力(以最小化储存体积)至低压储存(如果可以获得天然且通常并非不可渗透的洞窟(洞穴、盐丘、废弃矿山等)的话)。高压储存使槽体积最小化并通过早先讨论的几个工艺提高了CO2分离，但是该高压储槽增加了总投资成本。 [0072] 压缩所需动力可以来自于发电厂和/或并网的间歇源，如风车。该方法提供但是不需要压缩气体的中间存储作为储能。涡轮机在高需求或高收益周期期间再生所储存的动力。这种能量储存方案提高了盈利能力。在包括可能高度可变的风力发电、太阳能发电或构成对附加可再生容量的障碍的其它发电手段的电网系统中，例如在丹麦和其它具有大的间歇式风力来源的地区的情况下，这种能量储存性能还提供了更为有效地管理电网并由此能够提高可再生风容量的机制。 [0073] 基本上所有的电网系统都包括从峰值至低点具有很大差值的日常动力需求周期。或者更为明显地，通过将负荷转移到需求较低的时间并在高需求期间使用能量储备进行补偿，该能量储存特征有助于解决即便在碳捕集技术降低净有效功率时满足峰值需求的系统性难题。这可能延迟或省去了构建用于CO2减排的新发电容量的需要。就压缩构成用于CO2隔离的沉入成本和附加损失而言，能量储存的有效效率和成本是涡轮机效率(通常为 85-90％)和压力容器的成本。 [0074] 本发明的一种实施方案的基本特征在于储能和CO2捕集同时发生。在大多数情况下，该方法的储能效率和成本效率可以与仅提供储能或仅提供CO2捕集的替代系统充分竞争。由于可具体实施该方法以便以可能与通过替代手段实施的这些工艺中仅一项相当的能量和投资成本同时提供储存和捕集，因此这种联合方法与竞争的方法相比可以大大节省能量、投资和运行成本。 [0075] 能量储存问题在碳捕集和储存(CCS)综合论述中看似比通常公认的严重。所有文献中充分记载的CCS系统消耗大量的电力，通常为电厂净输出的25-30％。因此，只是保持目前的峰值容量，就需要附加的25-30％容量实施这些方法。由于几乎所有供电商在峰值负荷期间接近容量极限运行，因此CCS要求附加的25-30％的新容量或足够的能量储备以均衡峰值负荷。这一问题影响了几乎每一个实施CCS的电力系统。与CCS无关，预计的新电力需求量和更有效的资本利用程度都得益于成本和能量有效的能量储存。最后，某些区域具有大的但间歇式的能量供给，如风车和太阳能电池板。这些高度和快速改变的能源的管理限制了它们能够提供的可用能量的量。能量储存帮助容纳这些大但是高度可变的能量供给。总而言之，这里提出的三个能量储存问题是(1)通常与CCS相关的提高的峰值能量需求；(2)通常导致提高资金有效性、系统效率和提高的能量需求的负载均衡；和(3)整合电网中的风车与其它不可调度的、高度可变的电源。 [0076] 建议的方法以两种方式解决了上面描述的问题。最简单的解决方案略微减轻了第三个问题——电网中的风车或其它大的但是间歇式的能源的影响——事实上没有使用超出强化电网和适当地安装的压缩机发动机之外的附加设备。局部发电厂或电网可以供给大的压缩-能量需求。在正常(无风)运行中，局部发电厂提供压缩电力，这代表大的附加损失。当可以获得额外的风或其它间歇式能量时，其驱动压缩机，减少了对发电厂的附加损失，并因此减少了煤/天然气/油/生物质的消耗。目前的发电厂不具有这么大的附加负荷，也无法吸收来自风车的能量起伏。许多替代的CCS技术(基本上所有的溶剂吸收系统)使用热形式的能量，其不能有效地由风能来替代。但是，使用空气分离装置的这种和这些系统可以有效地使用额外的风能来驱动压缩机并提供有用的电网管理选择以吸收大量的额外风能并减少等量的锅炉负荷。 [0077] 风能源通常以与锅炉可提供的相比短得多的时间变化。本发明的高能量储存实施方案可以有利地向这些系统提供负载均衡。在上述CO2分离工艺中使用的压缩气体代表可能重要的能量储存资源。由于所建议的方法压缩用于CO2分离的气体，因此仅有少量或没有与压缩相关的附加效率下降或提高的负荷，并且能量储存的有效效率变为涡轮机效率，而不是涡轮机和压缩机的效率与其它系统损耗的乘积。从这个意义上说，与所建议的碳隔离系统集成的压缩气体储存以比现有的抽水储存系统更高的效率提供能量储存。 [0078] 存在与向压缩气体储存提供容器和装设阀门有关的附加资金成本。此类容器的具体设计非常依赖于地点的具体细节。具有适于压缩气体的天然岩洞(盐丘、矿井、洞穴等)的地点可以提供相对大且廉价的储存，但是通常在低压下储存。具有占地面积限制的地点通常可以使用制造得高的高压储存槽。两种系统都需要容量超过锅炉满负荷容量的氮气涡轮机系统，这是因为在峰值时刻锅炉通常以满负荷运行，能量储存也将在最大负荷下运行。 [0079] 在一种优选的实施方案中，确定储存容器的尺寸并配置储存容器以储存至少约0.5小时、约1小时、约2小时或至少约4小时的满负荷电厂产量。在一种实施方案中，可以通过一系列相对高但是直径(和壁厚)较小的储存容器提供能量储存。2小时100％容量储存量功能上相当于约8小时的峰值容量。也就是说，如果储存八小时的等量1/4满负荷电厂产量，则得到2小时全流量等价储存。储存的量足以容纳大多数来自风车的风电涌和电厂运行中的日循环。槽尺寸(或数量)随储存容量按比例提高。 [0080] V.节水 [0081] 完全集成的装置可以用锅炉加热加压、富氮的流以提高电力输出。被加热至与典型的蒸汽涡轮机入口温度(标称600℃)相同的温度的加压氮气流以约三倍于类似压力下从室温被加热至类似温度的蒸汽的效率发电。再压缩该氮气将大大降低该效率至低于蒸汽效率，但是在单程式基础上，蒸汽远比蒸汽/水更有效，并且避免了与水相关的冷却水负荷。对于由氮气涡轮机产生的这部分动力来说，这至少减少了25-30％的发电所需冷却水的量。 [0082] 包括在压力下分离CO2的该方法的实施方案产生加压氮气作为主要副产物。在外挂式技术中，该氮气用于热交换和用于通过涡轮机发电。在完全集成的工艺中，可以更有效地由该氮气发电。具体而言，如图3所示，可以通过与输入的废气流热交换将加压氮气降至室温。在通过涡轮机膨胀前，氮气可以在锅炉中进一步加热，例如加热至可以与峰值蒸汽温度(例如500-600℃)相比的温度。该氮气然后通过涡轮机，发电并可能生成副产物冷却气体流(取决于起始压力)。 [0083] 图6对三种工作流体的每一种比较了在涡轮机中产生的功与转移到该工作流体的热的比例，假定均在300atm和25℃下开始并且各自在相同压力下加热至600℃，随后通过单级涡轮机(效率＝75％)膨胀至大气压力。水/蒸汽循环具有30％的净比例，并且是不具有过热或其它成熟技术的小规模朗肯循环系统的合理代表。相比之下，氮气具有约90％的比例，是蒸汽的三倍。也就是说，以热量的90％产生的电量输入已加压气体流中。重要地，这是一个开环系统，而不是循环比较。具体而言，再压缩蒸汽/水循环的能量效率成本可以忽略，这是因为该循环生成可以容易并有效地压缩的水。但是，再压缩任何气体的能量成本非常大，并会导致低于水的循环效率。氦数据表明，氦可以作为甚至更好的工作流体，主要是因为它具有低且基本不变的热容。由于废气中实际上不含氦，这在实践中并非现实的选择，但是是用于说明轻气体涡轮机优点的有用的比较。如所示那样，源自涡轮机的能量比以热形式进入氦的能量更多。这强调了如下要点：源自涡轮机的能量包括来自热的能量和来自初始压缩的能量。这种轻气体涡轮机的优势随入口温度升高而增加。 [0084] 在氮气涡轮机中使用的高温热减少了转移到蒸汽涡轮机的热量。这通常仅仅在如果效率优势大到足以证明第二涡轮机并在更精密的设计中作为第二过热器装置的附加成本有道理的情况下才有意义。 [0085] 氮气涡轮机不需要冷却水，这是因为氮气在该工艺结束时排放到大气中。此外，由于冷凝，氮气系统不会面临出口温度的现实限制，因此出口气体可以非常冷，这取决于入口温度与压力。冷的出口气体和对冷却水的需求减少显著地减少了蒸汽循环所需的水量，可能减少25-30％。 [0086] 其它工艺可以采用这种技术以减少水需求量。具体地，空气分离装置(ASU)在该工艺的某一阶段普遍产生液氮。如目前所作那样将该液氮加压并使其通过ASU中的类似通道获得通常接近室温但是处于高压的流出物。这种高温氮气通过锅炉减少了冷却水的需求量，并出于如上所述的相同原因和在类似程度上提高了效率。 [0087] 残留在富氮流中的氧含量几乎理想地适于在燃气涡轮机中燃烧。从接近该工艺末端的锅炉预热循环流出的压缩的、预热的富氮气体非常适于燃气涡轮机燃烧胜过惰性氮气涡轮机使用，在发电量方面具有相应的大幅提高。但是，所得气体中的CO2，虽然占相对小的排放，但是如果必须捕集的话将需要附加的工艺步骤。 [0088] VI.热力学 [0089] 在本发明的方法的大部分过程中遇到的低温和高压导致高度非理想的热化学行为，特别是当涉及CO2和几种污染物——尤其是SO2时更是如此。在理想的近似值中，CO2摩尔分数乘以总压力(分压)与CO2蒸气压表现类似。也就是说，在理想体系中CO2通过冷凝或冷冻形成两个相，只要其分压超过相同压力下的CO2的蒸气压。 [0091] 但是，在真实世界应用中，废气不形成理想体系。在液体区，形成的液体是CO2和轻气体的混合物。更显著地，在氮气中具有14％的CO2，在任何温度或压力条件下都不形成液体。二元CO2-N2体系的非理想热力学表现出图8中在0℃至-55℃(接近CO2三相点)的三个温度下的测量数据(Zenner and Dana 1963)。在每条曲线的蒸气和液体分枝上的数据代表在两相中相应的平衡结线的端点。 [0092] 数据和预测在大多数区域中合理地吻合，并与理想预测相比体现出显著改进。当温度降低时，两相区域的大小增加。但是，降低温度至明显低于图8中所示最低温度，-55℃，导致形成固体而不是液体CO2。在氮气(通常为废气)中CO2为标称14％时，在任何温度或压力下都没有形成液体，与图7所示理想行为形成尖锐对比。也就是说，典型废气(14％CO2)的霜点/露点线决不进入液体-蒸气区，与图7中拉乌尔定律的估计值不同。 这种行为造成了一些操作困难，因为其需要固体处理。但是，形成固体体现了显著的热力学和能量优势，因为形成的固体基本上不含氮气或氧气杂质，并且无需经历随后的蒸馏或类似纯化工艺。在空气分离装置中的液体蒸馏占最大的能量需要量，大多数与冷凝器冷却相关。稍后讨论与固体处理相关的操作上的挑战。 [0093] 压缩的轻气体除二氧化碳和氮气之外还含有少量氧气。氧气含量改变(通常减小)图8所示的两相区的大小。在平均压力和温度分别为129atm和-55℃的条件下的典型三组分数据显示在图9中。该图的左侧代表0％的O2并对应于图8中在129atm下的条件，如可以通过检查数据核实的那样。提高O2浓度会降低形成两相的组成范围。但是，这种改变并不过度复杂。也就是说，O2在这些条件下表现得与等量的额外氮气表现得几乎相同。我们有在其它压力和温度下的另外的数据。现有、但高级的热力学模型可以精确地预测多组分(例如N2-CO2-O2)体系的两相区，并且上面所示的模型预测法合理地预测了该N2-CO2体系的两相区。但是，理想气体和大多数非理想气体热力学模型提供对设计和运行具有很大影响的这种行为的使人误解的估计值。 [0094] 在对该分析重要的温度与压力条件下的包括含氮和含硫杂质的典型废气的热力学数据在公开文献中并不存在。但是，用于预测上述数据的类似热力学模型可以用于估算此类数据。与该工艺相关的此类数据的可用概述显示在图10中，其中示出含有14％的CO2、3％的O2和痕量(100ppm)的HCl、NO和SO2的典型干废气的霜点(干冰形成)。还显示了从气相中除去90％、95％和99％的CO2的相应条件。标记的点对应于每条曲线上的峰值温度。为了实现任意的标明的性能点(结霜，从气相中除去95％的CO2等)，在分离点处过程中的条件必须落在相应线上的某处。 [0095] 如所示那样，必须产生高压和/或低温以通过冷凝/凝华除去CO2。曲线的标记点代表在这部分中的最高压力。也就是说，超出这些点，需要更高的压力和更低的温度，这都需要更多的能量。每条曲线直到该点的部分是在大多数应用中该方法就其功能而言引人注意的选项。 [0096] 气体压缩、冷却和膨胀的过程通常提供图10中所示的低温。这可以包括闭环、通常基于轻气体的致冷系统，或可以包括不具有单独致冷循环的废气的直接压缩与膨胀。后者具有无需产生附加温差以便在热交换器中驱动热交换的优点，但具有工作流体质量较差的缺点。任一工艺工作，但该讨论假定废气的直接压缩/膨胀。总体方案是将气体压缩和冷却至足够的压力，其随后通过涡轮机膨胀，使该气体接近霜点。该气体随后通常通过膨胀阀或涡轮机进一步膨胀，直到其达到图10中对给定捕集分数的标称显示的温度和压力。根据具体的废气组成，与图10有关的图可以变化。在外部冷却的实施中，第二级热交换器提供所有冷却而不是使用膨胀涡轮机或阀。临界设计参数是从接近室温的起始条件开始沿表示所需去除效率的曲线达到某条件所需的最大压力。 [0097] 图10显示了这种工艺较空气分离和纯氧燃烧的优点。传统的空气分离装置需要更多冷却，例如在1atm下冷却至-206℃至-183℃的温度(比提出的工艺冷50至60℃)。此外，一组两个或三个蒸馏塔各自再气化和再冷凝气体数次，并且产品CO2必须以气体形式再压缩。所有三个注意事项都大大提高了系统的能量需求。 [0098] 总能量平衡尤其是在各级压缩与膨胀处入口气体温度、CO2去除程度以及废气具体组成的复杂函数。 [0099] 大多数替代CO2隔离工艺(胺/冷冻氨吸收、纯氧燃料燃烧、吹氧气化)具有发电厂总发电量的约29％的电力需求。 [0100] VII.稠密气体沉降 [0101] 重力对浓度梯度的影响通常不包括在输运方程中。二元Maxwell-Stefan方程提供了包括它们的一种手段。在其通式中，该方程描述了如下作为包括活度梯度、压力梯度、体积力差和温度梯度的项的总和的总局部摩尔通量(不具有对流项) [0102] [0103] 其中 [0104] [0105] 和 [0106] [0107] 如在我们的分析中使用的这些方程的解不适于解析解。相反，进行稳态浓度分布的数值估计。但是，某些合适的解析解通过最终浓度分布的不那么精确的估计提供更多便利。在上面波形括号中的第一项中存在xA是该方程没有解析解的主要原因。使该值与恒定起始摩尔分数xA，i，相等，等同于假定：质量分数与该摩尔分数以比例常数成比例，其对于具有物质A的起始摩尔分数的气体来说恰好是正确的，并且是合理的估计，只要物质A的实际浓度仅适当地偏离该起始值。采用这种假设，该方程的解是[0108] [0109] 其中xA，0是槽底部的稳态浓度，并且忽略活度系数项的话其变成[0110] [0111] 这表明浓度分布大约为指数的，随具有更高分子量的物质的高度增加而降低，基本上与压力无关，随温度降低变得更加显著，并且对具有小的起始浓度的物质来说为最大。大多数这些趋势看上去直观地是正确的。一些趋势可能并不明显，例如缺少压力和温度依存性来源。该表达式中仅有的压力依存性是在活度系数项中，甚至这是适度的，因为压力依存性仅仅以梯度形式进入该项的对数(log)中。该项还取决于温度，但是占支配地位的温度依存性在取幂自变量的分母中。提高的温度应提高物质的热混合，并因此降低该浓度，与上面的预测一致。显著地，该温度项没有通过扩散率随温度的升高而出现，因为该扩散率退出了具有稳态假设的该方程。 [0112] 来自文献[Bird等，2002，Guggenheim，1950]的替代推导获得该解析表达式[0113] [0114] 该方程格式与技术上的异议之处包括将数升至整数幂、具有整数数字作为取幂的自变量、明显的摩尔与质量分数之间的比例关系的假设，以及忽视摩尔体积的压力依存性。假设所有偏摩尔体积相等，并且以另外方式遵循类似于这些文献来源中的推导，一种用高度摩尔分数变分的替代解析表达式是 [0115] [0116] 对标称27米高、300K的储槽，该表达式(解析1)与前面推导的解析近似值(解析2)和对微分方程的数值解(忽略活度系数方面的梯度)显示在图11中。所有这些解显示，槽底部的CO2浓度增加，事实上相对于其起始或平均值(在这些情况下为0.135)增加超过两倍(由最复杂的估测)。这降低了该系统的所需压力与温度，因为CO2在其冷凝点的分压明显超过了平均分压。具体而言，这降低了早先由约0.8的因子显示的估计电力消耗量，并提高了氮气与二氧化碳流的纯度。显示在图11中的最终浓度分布估测提供槽中生成的最终浓度分布的合理严格估测。 [0117] VIII.与其它技术的比较 [0118] 提出的方法的优点源于以下三个工艺特征。首先，本文中描述的方法与系统利用与在纯氧燃烧系统中进入燃烧室的空气的干体积流量相比略低的按干基计离开燃烧室的气体的体积流量。压缩和膨胀作功与体积流量而非质量流量成比例。其次，本文中描述的方法与系统仅压缩该气体一次，反之，ASU和后压缩的组合压缩该含氧分子两次。最后，该方法与系统将CO2与氮气分离，投资成本和能耗远低于从氮气中分离氧气。 [0119] 除这些益处之外，提出的方法具有极大的经济与能量优势。图12描述了与本文所述方法进行竞争的每避免一吨CO2的估计成本。本发明中描述的方法在图12中称为(“Bx1”)。可以比较的替代方法包括燃料、固定运行和维护(FOM)、可变运行和维护(VOM)、投资(Cap)和与CO2管理相关的运输、储存与监控(TS&M)成本。系统包括超临界pc燃烧(SC)、超超临界pc燃烧(USC)、整体煤气化联合循环发电系统(IGCC)和基于胺洗涤的CO2捕集技术(Amine)、空气分离装置(ASU)和离子传输膜。除Bx1之外，成本来自基于NETL的分析(Ciferno 2007；Klara2007；Klara 2007)，采用在基于NETL的系统与Bx1系统之间尽可能类似的方法和假设。但是，基于NETL系统的大量文件并未包括许多临界参数，包括例如涡轮机与压缩机效率和与SOx和NOx控制相关的成本的基础参数。 [0120] 基于如图12中所示的每避免一吨CO2的成本，这里提出的技术(附图中称为Bx1)充分与其它11种切实可行并评价过的技术竞争。 [0121] 这种技术的能量储存能力避免或尽量减少了对建造另外的发电厂以满足驱动该隔离方法所需的基本上20-30％附加电力需求的要求。通过能量储存转移负荷，相同的发电厂可以部分或完全在低负荷期间供给该附加电力。 [0122] 脱硫和脱NOx工艺的结合占现代发电厂资金的25-30％。两种工艺都可能用本方法来代替，从而显著降低Bx1的全新建设投资成本，并且就可以部分回收下沉资金而言，同样减少了改造成本。 [0123] 在现代发电厂中，这些方法还占大量非燃料基运行成本，产生大量现场危险与安全问题。这些成本与相关问题可以从现有和全新建设的装置中消除。 [0124] 最后，Bx1方法基本上是一种外挂式方法，几乎不要求锅炉最简单形式的改良。与现有电力系统的相容性避免了与建设或许可大量新技术有关的成本，并且对大部分已经投资的US电站来说避免了大量投资成本。 [0125] 最后三幅图中列举的优点均没有包含在上文参照图12给出的成本分析中。在这些方面，保守地估计图12中对Bx1技术提供的成本。 [0126] 本发明可以在不离开其精神或基本特征的情况下以其它具体形式实施。描述的实施方案在所有方面应认为仅仅是描述性和非限制性的。本发明的范围因此由所附权利要求而非由前述说明书来显示。在权利要求等价的含义与范围内进行的所有变化都包含在它们的范围内。 |
||||||
QQ群二维码
意见反馈
意见反馈