JP2004257721A

JP2004257721A - Integrated heat recovering system and method of improving efficiency of oxygen combustion type combustion furnace

Info

Publication number: JP2004257721A
Application number: JP2003197903A
Authority: JP
Inventors: Erwin Penfornis; アーウィン・ペンフォーミス; Ovidiu Marin; オヴィディウ・マリン; Bertrand Leroux; ブルトラン・ルロー; Remi P Tsiava; ルミ・ペー・ツィアヴァ
Original assignee: Air Liquide SA; LAir Liquide SA pour lEtude et lExploitation des Procedes Georges Claude
Current assignee: Air Liquide SA; LAir Liquide SA pour lEtude et lExploitation des Procedes Georges Claude
Priority date: 2003-02-24
Filing date: 2003-07-16
Publication date: 2004-09-16
Also published as: JP2010276027A; JP5275296B2; ZA200304880B; AU2003231646A1; AU2003231646B2

Abstract

<P>PROBLEM TO BE SOLVED: To provide a method and a system for efficiently recovering the thermal energy produced in an oxygen-rich combustion furnace. <P>SOLUTION: An air separation unit separates the air into an oxygen-rich gas and an oxygen-deficient gas. A fuel gas and the oxygen-rich gas are preheated in a heat exchanger where a flue gas of high temperature flows. The combustion of the preheated fuel and oxygen-rich gas generates the flue gas of high temperature. The flue gas of high temperature is cooled in the heat exchanger and flows through a waste heat boiler. The water and/or steam flowing through the waste heat boiler absorbs the energy derived from the cooled flue gas, whereby the overheated steam is produced. The overheated steam flows through a turbine to generate the electric power. The electric power is transferred to the air separation unit, whereby the electric power demand of the air separation unit necessary for separating the air can be reduced. <P>COPYRIGHT: (C)2004,JPO&NCIPI

Description

【０００１】
【発明の属する技術分野】
本発明は、酸素燃焼式燃焼炉に関する。特に、本発明は、酸素燃焼式燃焼炉の効率を高めるための方法およびシステムに関する。
【０００２】
【従来の技術】
燃焼技術の当業者により探索されている１つの重要な到達点は、投下資本、エネルギー上の経費、燃料および酸化剤にかかる経費、および操業経費を減少させるようにして燃焼プロセスの効率を高めることである。そうすることの１つの方法は、炉の熱エネルギー回収を通してなされる。それが実施されるとき、炉を操作するのに必要とされるエネルギーおよび／または燃料の要求量は、しばしば減少させ得る。しかしながら、様々の熱エネルギー技術の多くは、それぞれの欠点を有する。欠点の１つは資金上の（財務的な）ものである。熱回収技術を実施するのに必要とされる資本と操作経費は、熱回収の経済的利益を超過してはならない。それらのもう１つの欠点は、安全性に関するものである。すなわち、技術は、過度の安全性上のリスクを作り出してはならない。それらのもう１つの欠点は、技術に関連している。設計、材料および制御は、理論上の概念を実践にもたらす上で適切でなければならない。
【０００３】
空気燃焼式燃焼炉では、炉のエネルギー効率を向上させるための１つのアプローチは、回収熱交換器（ｒｅｃｕｐｅｒａｔｏｒ）または蓄熱器を用いて燃焼用空気を予備加熱するために、煙道ガス由来の余分のエネルギーを用いることによる。回収熱交換器は、熱交換器中の燃焼用空気に煙道ガス由来の熱の一部を移行させ、一方、蓄熱器は、燃焼用空気の、後で行う予備加熱のためにセラミック材料または耐火材料中に煙道ガス由来の熱の一部を蓄積する。酸素燃焼式燃焼は、酸素製造に関わる、考えられるところの大きな資本投下と操作経費のために、多くの人により疑問視されてきた。上記技術は、いくつかの空気燃焼式燃焼炉では成功裏に用いられてきたけれども、それらは、極端に反応性の高温の酸素を操作する危険のために酸素富化燃焼炉に適用するには相対的により困難であり、それにより、酸素燃焼式燃焼の財政健全性についての疑問を大きくしている。
【０００４】
電気および／または水蒸気の製造による電力と熱のコージェネレーションは、炉に熱エネルギーをリサイクルする以外の用途のための熱エネルギーを回収するのに役に立つ別の技術である。このアプローチの不利益は、資本投下が比較的大きくなり、それにより、この熱回収手法により実現する経済的な利益を超過する傾向がしばしば存在することである。
【０００５】
もう１つのアプローチは、燃料改質としてもまた知られる熱化学的なエネルギー回収である。燃料改質では、最初の燃料より大きな熱含有量を有するＨ_２とＣＯの燃焼性混合物を発生させるために、反応器（改質器）の中で水蒸気または二酸化炭素、またはそれら２つの混合物と燃料を反応させることにより燃料の熱含有量が増加する。この吸熱改質反応は、高温（典型的には９００℃）で起こるので、改質反応のために必要とされるエネルギーを提供するために煙道ガスの高温を有益に利用することになる。しかしながら、このアプローチは、特有の欠点を有する。多くの炉では、その燃料消費は、燃料改質システムを設置するための大きな資本投下を容認させるほど十分に大きくはない。改質器の複雑さと高温のＨ_２とＣＯを操作することに関連する安全性上の拘束は、追加される欠点である。もしこの技術を酸素燃焼式燃焼炉に適用するならば、改質器の複雑さはさらに増幅されるであろう。というのは、煙道ガスから得られるエネルギーは、典型的には、燃料の全てを改質させるのに十分ではなく、それにより、煙道ガスの熱エネルギーに加えて、追加のエネルギー源が必要となるからである。
【０００６】
従来の空気燃焼式燃焼炉で用いられる熱回収方法はしばしば、方法と操作の困難性のために酸素燃焼式（酸素富化型）燃焼炉に容易に適用できない。例えば、酸素燃焼式燃焼由来の煙道ガスは、水分含量が極端に大きく（約６０％まで）、きわめて高い温度（１２００℃以上）にある。それはまた、高水準の微粒子、凝縮性の回分蒸気（ｂａｔｃｈｖａｐｏｒ）、または凝縮した回分蒸気を含み得るものであり、それにより煙道ガスを非常に腐食性にする。
【０００７】
同時に、煙道ガスはまた、当該の環境上の規制に適合するために、汚染防除システムで処理されなければならない。静電的沈降装置またはバグハウスのような汚染防除システムは、約４００℃以下の温度でのみ操作され得るので、あらかじめそのガスを冷却する必要がある。
【０００８】
防除システムでの処理の前に高温の煙道ガスを冷却することは、周囲空気で高温の煙道ガスを希釈することによりなされ得る。しかしながら、空気による希釈は処理される煙道ガスの量を増加させ、それにより、冷却された煙道ガスを処理するために用いられる防除システムの資本投下と操作経費を増加させ、結果として、汚染防除装備システムの大きさと複雑さを増大させる。投下資本と操作のための支出もまた同様に大きくなる。
【０００９】
防除システムでの処理の前に高温の煙道ガスを冷却することは、そのガスを水でスプレーすることによりなされ得る。しかしながら、水のスプレーは、煙道ガスの露点を高め、それにより防除システムまたは排気ダクトの中での腐食性ガスの凝縮のリスクを増加させる。この技術が酸素燃焼式燃焼炉で実施されるならば、この問題は同様に増幅されるであろう。というのは、煙道ガスの水分含有量は、約６０体積％ほどの大きさとなり得るからである。
【００１０】
したがって、当業者は、熱回収を通して酸素富化燃焼システムの効率を増加させるための改善された方法およびシステムについての必要が存在することを認識するであろう。当業者はまた、様々の熱回収手法を統合するそのような改善された方法およびシステムについての必要が存在することも認識するであろう。当業者はさらに、酸素および／または燃料要求量が減少するそのような改善された方法およびシステムについての必要が存在することを認識するであろう。当業者はさらに、酸素製造のために必要とされる電力要求量を減少させうるそのような方法およびシステムについての必要が存在することを認識するであろう。当業者はさらに、煙道ガスに含まれる汚染物質を処理するために必要とされる汚染防除システムの大きさを減少させるそのような方法およびシステムについての必要が存在することを認識するであろう。当業者はさらに、熱エネルギーの安全な回収を可能とし得るそのような方法およびシステムについての必要が存在することを認識するであろう。当業者はさらに、資本投下と操業経費を減少させうるそのような方法およびシステムについての必要が存在することを認識するであろう。最後に、当業者は、それらの必要の全てを満足させる統合された方法およびシステムについての必要が存在することを認識するであろう。
【００１１】
【発明が解決しようとする課題】
それゆえ、本発明の第１の目的は、それらのおよび他の必要に合致するシステムおよび方法を提供することである。本発明の第２の目的は、酸素および／または燃料要求量を減少させ得るシステムおよび方法を提供することである。本発明の第３の目的は、酸素生産のために必要とされる電力要求量を減少させうるシステムおよび方法を提供することである。本発明の第４の目的は、煙道ガスに含まれる汚染物質を処理するために必要とされる汚染防除システムの大きさを縮小させ得るシステムおよび方法を提供することである。第５の目的は、熱エネルギーの安全な回収を可能とし得るシステムおよび方法を提供することである。本発明の第６の目的は、資本投下および操業経費を減少させ得るシステムおよび方法を提供することである。本発明の第７の目的は、それらの目的の全てを達成し得る統合されたシステムおよび統合された方法を提供することである。
【００１２】
【課題を解決するための手段】
したがって、酸化剤ガスと燃料ガスが燃焼し、それにより煙道ガスを作り出す酸素富化燃焼炉により作り出される熱エネルギーを回収するためのシステムが提供される。そのシステムは、酸化剤ガス供給源、少なくとも１つの熱交換システム、廃熱ボイラー、およびタービンを備える。酸化剤ガスは、空気より大きな酸素含有量を有する。少なくとも１つの熱交換システムは、酸化剤ガスおよび燃料ガスの少なくとも一方が加熱され、煙道ガスが冷却されるように、煙道ガスならびに酸化剤ガスおよび燃料ガスの少なくとも一方を受容するのに適合している。廃熱ボイラーは、過熱蒸気を作り出すために、煙道ガスからボイラーを流れる供給水に熱を移動させるのに適合している。タービンを通る過熱蒸気の膨張は、機械力を生み出す。
【００１３】
酸素富化燃焼炉のエネルギー効率を高めるための方法が提供される。その方法は、以下の工程を含む。酸化剤ガスと燃料ガスを提供し、その場合酸化剤ガスは空気より大きな酸素含有量を有する。酸化剤ガスおよび燃料ガスの少なくとも一方を少なくとも１つの熱交換システムに流通させ、それにより酸化剤ガスおよび燃料ガスの少なくとも一方を加熱する。加熱された酸化剤と燃料ガスを炉の中で燃焼させ、それにより煙道ガスを提供する。煙道ガスを少なくとも１つの熱交換システムに流通させ、それにより酸化剤と燃料ガスが加熱されるとき煙道ガスが冷却される。供給水と煙道ガスは、煙道ガス由来の熱が供給水に移動し、それにより過熱蒸気を作り出すように廃熱ボイラーに流通させる。過熱蒸気は、タービンにより膨張させ、それにより機械力を生み出す。
【００１４】
【発明の実施の形態】
本発明のシステムは、酸化剤ガスと燃料ガスが燃焼し、それにより煙道ガスを作り出す統合された熱回収手法を通して工業的な炉の中での酸素富化燃焼の効率を高めるためのものである。そのシステムは、酸素富化ガスの供給源、少なくとも１つの熱交換器システム、廃熱ボイラーおよびタービンを備える。酸素富化ガスは、空気の酸素レベルより大きな酸素レベルを有する。熱交換器は、煙道ガスから熱エネルギーを吸収し、酸化剤ガスおよび燃料ガスの少なくとも一方に熱エネルギーを移す。廃熱ボイラーもまた、煙道ガスから熱エネルギーを吸収し、過熱蒸気を作り出すために供給水に熱エネルギーを移す。タービンは、過熱蒸気を、該タービンを通して膨張させることにより機械力を作り出す。
【００１５】
本発明の方法は、煙道ガスが作り出されるように酸化剤ガスと燃料ガスが燃焼する酸素富化燃焼炉の効率を高めるためのものである。その方法は、以下の工程を含む。酸化剤ガスと燃料ガスを提供し、その場合酸化剤ガスは、空気より大きな酸素含有量を有する。煙道ガス並びに酸化剤ガスと燃料ガスの少なくとも一方を、少なくとも１つの熱交換システムに流通させ、それにより、酸化剤と燃料ガスの少なくとも一方を加熱し、煙道ガスを冷却する。加熱された酸化剤ガスおよび燃料ガスを炉の中で燃焼させ、それにより煙道ガスを提供する。供給水と煙道ガスは、煙道ガス由来の熱が供給水に移り、それにより過熱蒸気を作り出すように廃熱ボイラーに流通させる。過熱蒸気は蒸気タービンを通って膨張し、それにより機械力を生み出す。
【００１６】
本発明は特に、ガラス溶融施設、特にフロートガラスプロセスに適用可能であるけれども、本発明は、そのような用途に限定されない。むしろ、本発明は一般的に、酸素の現場での生産がなされるかなされないかにかかわらず、いずれの酸素燃焼式燃焼工業炉にも適用可能であり、その場合、炉により発生する煙道ガスの温度は、十分な熱回収を可能とするのに十分に高い。
【００１７】
図１において最も良く示されているように、第１の好ましい態様は、空気の供給源がコンプレッサー２により圧縮され、空気分離ユニット（ＡＳＵ）１により空気の酸素レベルより大きな酸素レベルを有する酸化剤ガスの流れ３および空気の酸素レベルより小さな酸素レベルを有する酸素貧化ガスの流れ５に分離されるところの空気分離システム４を備える。ＡＳＵ１は、限定されないが、低温システム、膜システムまたは吸着ＰＳＡまたはＶＳＡ等の様々の空気分離システムを利用し得る。典型的には、選ばれる個々の空気分離プロセスに依存して、酸化剤ガス３は、少なくとも２１（体積）％の酸素および好ましくは少なくとも９０％の酸素を含む。
【００１８】
酸化剤ガスの流れ３および燃料ガスの流れ９は、熱交換システム１１に向けられる。燃料ガスの例には、限定されないが、天然ガス、他のガス状炭化水素、およびそれらの混合物が含まれる。熱交換システム１１では、酸化剤ガスおよび燃料ガスの流れ３、９のいずれか一方または両方が、炉１５を出て行く煙道ガスの流れ１３との熱交換により、熱交換器の安全な操作を可能とする温度まで予備加熱される。熱交換システム１１を出て、酸化剤と燃料の流れは、それらが燃焼する炉１５に向かう。酸化剤および燃料ガスの流れ３、９の少なくとも一方の予備加熱は、炉１５に導入される熱エネルギーの量を大きくする。結果として、煙道ガスとの熱交換を通しての予備加熱の欠如の下で達成され得るよりも少ない量の酸化剤ガスおよび燃料ガスが、炉１５へのエネルギー入力および装填物１７への熱入力を達成するように燃焼し得る。
【００１９】
図１に示されるように、酸化剤ガスの流れ３および／または燃料ガスの流れ９は、熱交換システム１１で予備加熱され、一方、熱交換システム１１に入る煙道ガスの流れ１３は、通常１，２００℃以上の温度から対応して冷却される。酸化剤ガスの流れ３および燃料ガスの流れ９は、約２００℃から約８００℃、より好ましくは約２００℃から約６００℃および最も好ましくは約４５０℃から約５５０℃の温度に加熱され得る。他方、煙道ガスの流れ１３は、典型的には、約５００℃から約１５００℃の温度、および好ましくは１０００℃を超える温度に冷却される。任意に、低温空気回路１６は、熱交換システム１１の上流で酸化剤ガスの流れ３および／または燃料ガスの流れ９に接続され得るものであり、非常用スイッチが酸化剤または燃料供給の遮断の場合に冷却空気を供給するように操作され得るものであり、したがって、熱交換システム１１の損傷および／または起こり得る故障を回避することができる。また、任意に、煙道ガス１３の流れの一部または全部は、迂回回路１４を介して熱交換システム１１の周りに選択的に方向転換され得るものであり、それにより、酸化剤の流れ３および／または燃料ガスの流れ９の予備加熱の相対的な程度を調節し、および／または熱交換システム１１の過熱を回避することができる。このことは、可変流量弁１８を調節することにより達成され、したがって、煙道ガスの流れ１３の多く、少なく、または皆無が熱交換システム１１を迂回することを許容する。
【００２０】
熱交換システム１１の下流では、酸化剤ガスの流れ３および燃料ガスの流れ９は、炉１５に注入され、炉では、それらの流れが高温燃焼生成物を発生させるように燃焼される。ガラス溶融施設の場合には、高温燃焼生成物は、炉１５に導入される装填物１７の溶融または再加熱のための熱を提供する。高温燃焼生成物は、煙道ガスの流れ１３を提供するために、炉から排出される。煙道ガスの流れ１３の温度は、極度に高くなり得る。本発明の実施において、煙道ガスの流れ１３の温度は、約１，２００℃より高く、または１，２１６℃より高くさえ、または約１，６００℃まで達し得る。
【００２１】
図１に示されるように、煙道ガスの流れ１３は、熱交換システム１１を通過し、熱交換システムでは、熱は、煙道ガスの流れから酸化剤ガスの流れ３および燃料ガスの流れ９に部分的に移動する。次いで、煙道ガスの流れ１３は、廃熱ボイラー１９を通って流れ、廃熱ボイラーでは、熱は、煙道ガスの流れから廃熱ボイラー１９を通って流れる供給水に部分的に移動し、それにより、加圧された過熱蒸気２１の流れを作り出す。次いで、過熱蒸気２１は、蒸気タービン２２を通って膨張し、機械力を作り出す。蒸気タービン２２により作り出される機械力は、シャフト２５を介してシャフト力を発生させ、および／または発電機２７を介して電力を発生させるかのいずれかのために用いられる。蒸気タービン２２により作り出される機械力および電力のいずれか一方または両方は、当該プロセスの他の部分のために、または他のプロセスのために力を供給するために用いられ得る。好ましくは、機械力は、コンプレッサー２を駆動するために用いられ、それにより、空気の分離を行う空気分離システム４のパワーの消費を減少させる。
【００２２】
水蒸気２１は、約１００ミリバールでタービン２２を出て行き、凝縮器２９で凝縮され、廃熱ボイラー１９に供給される前にポンプ３０で加圧される。ボイラーを出て行く煙道ガスの流れ１３の温度は、スタックに送られる前に、許容されるレベルで全ての放出を維持するために、バグハウスフィルター、ＥＳＰまたはスクラバーのような汚染防除システムの少なくとも１つを通過させるのに十分に低い。
【００２３】
本発明では、多くの異なる形態および順序が実施され得る。
【００２４】
例えば、図２において最も良く示されているように、最も好ましい態様は、酸化剤ガスの流れ３および燃料ガスの流れ９のそれぞれを予備加熱するための２つの熱交換システム３１および３３を含む。酸化剤ガスおよび燃料ガス３、９の流れの一方または両方を予備加熱するための熱交換の採用は、本発明の重要な側面である。予備加熱は、炉の酸化剤および燃料の消費を有意に減少させる。というのは、炉で必要とされるエネルギー入力の一部が、燃焼力の代わりに多量の熱の形態でもたらされるからである。この潜在的なエネルギー節約のために、炉にさらにより多量の熱をもたらすために、酸化剤ガスの流れ３および燃料ガスの流れ９の両方を予備加熱するのは特に有益である。例えば、選択されたレベルの装填処理量を達成するために、もし酸化剤ガスと燃料ガスを予備加熱するならば、予備加熱無しでの炉の操作と比較して１０％まで酸化剤ガスと燃料ガスの流量を安全に減少させることが可能である。この態様もまた、煙道ガスの流れ１３が、まず熱交換器３１を通過し、次に廃熱ボイラー１９を通過し、次に熱交換器３３を通過するように変更され得る。
【００２５】
図３において最も良く例示されているように、もう１つの好ましい態様もまた、２つの熱交換システム３１および３３を含む。この態様において、煙道ガスの流れ１３は、まず、燃料ガスの流れ９を予備加熱するために熱交換システム３１を通過し、次いで、酸化剤ガス３の流れを予備加熱するために熱交換システム３３を通過する。図２に描写されている態様と同様に、この態様もまた変更され得る。例えば、煙道ガスの流れ１３は、まず熱交換システム３１を通過させられ、次に廃熱ボイラー１９を通過させられ、次いで、熱交換システム３３を通過させられ得る。
【００２６】
図４において最も良く示されているように、もう１つの好ましい態様は、酸化剤ガスの流れ３および燃料ガスの流れ９の少なくとも１つを予備加熱するための少なくとも１つの熱交換システム３５を含む。この態様において、燃料ガスの流れ１３は、まず廃熱ボイラーを通過し、ついで、熱交換システム３５を通過する。酸化剤ガスの流れ３および燃料ガス９の流れのそれぞれについて１つの熱交換器を含む形態を選択するとき、廃熱ボイラー１９は、煙道ガスの流れ１３に関し、熱交換器の一方の下流で、他方の上流に位置し得る。
【００２７】
図５に最も良く例示されているように、もう１つの好ましい態様は、１つの熱交換システム３７のみを含む。図２に描写されている態様とは対照的に、この態様においては、酸化剤ガスの流れ３は予備加熱されるけれども、燃料ガスの流れ９は予備加熱されない。この態様は、煙道ガスの流れ１３がまず廃熱ボイラー１９を通過し、ついで、熱交換システム３７を通過するように変更され得る。
【００２８】
図６において最も良く示されているように、もう１つの好ましい態様は、１つの熱交換システム３９のみを含む。この態様においては、燃料ガスの流れ９は予備加熱されるけれども、酸化剤ガスの流れ３は予備加熱されない。この態様もまた、煙道ガスの流れ１３がまず廃熱ボイラー１９を通過し、次いで、熱交換システム３９を通過するように変更され得る。
【００２９】
図７において最も良く示されているように、もう１つの好ましい態様は、酸化剤ガスの流れ３を供給する酸化剤ガスの供給源４１を含む。酸化剤ガスの供給源４１は、遠隔の酸素生成システムからのパイプラインであり得る。この態様において、蒸気タービン２２により作り出される機械力の全ては、電力を作り出すためのシャフト２６を介して発電機２７に移される。その電力は、当該システムの他の部分または他のシステムで用いられ得る。
【００３０】
熱交換システム１１、３１、３３、３５、３７および３９は、１，５００℃までの温度で煙道ガスに暴露され得るので、熱交換システムは、好ましくは、約９５０℃までの表面温度に耐え得る材料で作られる。また、熱交換システム１１、３１、３３、３５、３７および３９は、７００℃の温度で実質的に純粋な酸素への暴露の下で実質的に腐食に耐える材料で作られることも好ましい。これは、約７００℃の温度を有する大気圧下の実質的に純粋な酸素への材料の暴露の際に８００ｎｍ／日を超えない厚さの減少または増大として定義される。この腐食耐性を測定するために適切な試験は以下の通りである。
【００３１】
試験された材料には、ＳＳ３０４、ＳＳ３１０、ＳＳ４４６、インコネル６００、インコネル６２５、インコロイ８００およびインコロイ８２５が含まれる。それぞれの材料について２本の管を得、それにより、管について第１の組と第２の組を準備した。それらの管のそれぞれは、２．１３ｃｍの外径、０．２８ｃｍの壁厚さおよび２．５４ｃｍの長さを有するものであった。。試料の内表面および外表面のそれぞれを、２４０−研磨紙により研削／研磨し、石鹸水により洗浄し、乾燥し、２種の溶剤（まずアセトンにより、次いで、加熱酸素供給のためにバートラーＭＣＡにより）で洗浄することにより調製した。
【００３２】
次いで、試料の第２と第３の組を、周囲の酸素温度と等価の７００℃の試料表面温度を達成するためにモニターされる炉の中に配置した。大気圧の酸素を、分あたり約０．２５〜０．５０リットルの速度で炉内に通じた。５００時間後、加熱された試料のそれぞれを炉から取り出し、計量した。次いで、試料の第３の組を、合せて１，０００時間にするためにさらに５００時間の暴露するための炉に戻し、それから再び計量した。試料の表面積とそれぞれの材料の密度に基づいて、５００時間と１，０００時間のそれぞれの時間間隔でｎｍ／日として厚さの減少（または増加）を重量の増加（または損失）から計算した。試験の結果を表１に示す。
【００３３】
【表１】

表１に示されるように、７００℃の表面温度での腐食への実質的な耐性を示す材料の非限定的な例には、インコネル６００およびインコロイ８００が含まれる。それらの材料は、ほとんど剥離（ｓｐａｌｌｉａｔｉｏｎ）を示さなかった。それらの完全なオーステナイト構造、良好な不動態（ｐａｓｓｉｖａｔｉｏｎ）特性および広範な有用性は、それらを特にこの用途のために適合させる。インコネル６２５は、１，０００時間の暴露について良好な腐食抵抗を示す傾向があるけれども、それは少なくとも初期には、インコネル６００およびインコロイ８００と比較してあまりに大きく減少するように見える。
【００３４】
高温の酸素に直接暴露された熱交換器の表面については、被覆物の使用が、腐食現象を遅延させ、装置の寿命を延ばす上で有益であろう。アルミナイド／シリサイド被覆は、上記試験された合金の耐性を有意に補強するために用いられ得る。しかしながら、本発明は、それらの合金および／または被覆の使用に限定されない。特に、もし上記試験スキームでインコネル６００およびインコロイ８００により示された結果と同様の結果を示すならば、他の材料および被覆もまた適切であり得る。
【００３５】
熱交換システム１１、３１、３３、３５、３７および３９には、直接熱交換器または間接熱交換器が含まれ得る。
【００３６】
直接熱交換器は、好ましくは、並流形態で操作することを意図される。この形態では、煙道ガスおよび低温流体（酸化剤ガスまたは燃料ガス）は、熱移動表面の反対側に沿って同じ方向に流れる。低温流体は、実際には、金属のための冷却媒体として機能し、ホットスポットを最小化する働きをしながら、熱移動表面を通して煙道ガスから熱を吸収する。しかしながら、向流および交差流のような多くの異なる設計もまた本発明について用いられ得る。
【００３７】
間接熱交換器は、煙道ガスの流れ１３から低温流体（酸化剤または燃料）の流れに熱を伝えるために、空気のような中間熱伝達流体を利用する。特に好ましい間接熱交換器は、米国特許第６，０７１，１１６号および第６，２５０，９１６号に開示されており、その内容は、参照により本明細書に組み込まれる。
【００３８】
直接熱交換器についての１つの適切な設計には、管状かご型放射回収熱交換器が含まれ、その場合、１本の外側の管は、同軸的に別の内側の管を取り囲む。この設計の使用は、ほんの約０．０５バールの、酸化剤ガスの流れ３と関連する熱交換器を通る酸化剤ガスの流れ３の圧力降下をもたらす。熱交換器のためのもう１つの適切な設計には、外殻と管の設計が含まれる。
【００３９】
予想外にも、熱交換システム１１、３１、３３、３５、３７および３９について適切な材料と設計が選択されるとき、本発明者は、酸化剤ガスの流れ３および／または燃料ガスの流れ９は、約２００℃から約８００℃、より好ましくは約２００℃から約６００℃、および最も好ましくは約４５０℃から約５５０℃の温度に、安全に、かつ経費上有効に、加熱されうることを発見した。また、煙道ガスの流れ１３は、対応して、熱交換により約５００℃から約１５００℃の温度に冷却され得る。本発明者の知識に対して、高温の煙道ガスとの熱交換を通して炉の中の酸素富化ガスを予備加熱するための以前の試みは、安全上の不確実性かまたは経費の問題かのいずれかのためにいずれにせよ成功と判断し得る結論に導けなかった。
【００４０】
酸化剤ガスの流れ３および／または燃料ガスの流れ９との熱交換の後、煙道ガスの流れ１３は、それが廃熱ボイラー１９に入るとき、１，５００℃ほどの高さ、好ましくは１２００℃ないし１５００℃の温度をいまだ有し得る。この温度はあまりに高いので、ボイラー１９は、好ましくは、比較的高い温度に強力に耐久するように設計される。
【００４１】
１つのそのような設計は、対流式エコノマイザーセクション、対流式気化器セクションおよび、煙道ガスが管表面の一方の側を流れ、また、水、水蒸気および過熱蒸気が反対側を流れる過熱器セクションを含む。ポンプ３０由来の供給水は、エコノマイザーセクションで予備加熱され、対流式気化器セクションに供給される。好ましくは、供給水は、約３０バールの圧力で約１０５℃の温度を有し、ボイラー１９に供給され、一方、煙道ガスの流れ１３は、ボイラー１９に入る。対流式気化器セクションでは、水は蒸気に変わり、蒸気ドラムにより水から分離される。得られた水蒸気は、過熱器セクションで、例えば２５０℃以上の過熱温度に加熱される。好ましくは、過熱蒸気は、約４３０℃の温度を有する。ボイラー１９の３つのセクションのそれぞれは、過剰な隙間の詰まりを防止するために露出管を利用する。微粒子の蓄積により詰まりが起こりやすいのであれば、空気吹込みスートブロワーもまた熱伝達表面の現場での洗浄を行うために含まれ得る。
【００４２】
上記廃熱ボイラー１９の設計はまた、その中に煙道ガスの再循環システムも含み、そうすることで、ボイラー１９の入口の下流の煙道ガスは、ボイラー１９の出口の上流由来の冷却された煙道ガスの一部により希釈され、冷却される。もし本発明がガラス溶融施設で実施されるならば、ボイラー１９の入口のすぐ下流での希釈の後、煙道ガスは、好ましくは、約５５０℃の温度に冷却される。このことは、対流式熱伝達セクションに入る前に全てのガラス微粒子が完全に固化することを保証する。煙道ガスの再循環システムは、ボイラー１９の出口のすぐ上流の再循環ファンおよびボイラー１９の入口のすぐ下流の混合室にリサイクルされた煙道ガスを導入するためのガス用管路からなる。
【００４３】
廃熱ボイラー１９のためのもう１つの適切な設計は、ドイツのハイエ−グラスから入手し得る。この設計において、煙道ガスの流れ１３は、ボイラー１９に入った後に希釈されない。また、このボイラーの熱伝達表面は、「ショット・クリーニング」を通して洗浄され、「ショット・クリーニング」では、微粒子の蓄積をゆすり落としてはがすためにボイラーの頂部から鉄球を降り落とさせる。加えて、本発明がガラス溶融施設で実施されるとき、この設計は、加熱表面上の、硫酸ナトリウムのような凝縮された煙道ガスの成分の、蓄積層を許容する。数日の操作の後、層の蓄積と「ショット・クリーニング」は、蓄積層がその厚さを維持する平衡状態を達成する。蓄積層の絶縁効果は、煙道ガスがボイラー１９の熱伝達表面上に凝縮することを防止する。
【００４４】
どのような設計が選択されるにせよ、煙道ガスの出口温度は、１５０℃ないし４００℃に維持されるべきであり、そうすることで、水蒸気の熱移動が最大化し、一方、腐食性の煙道ガスの凝縮を回避するために露点を超えて煙道ガスの温度を維持することになる。
【００４５】
適切な蒸気タービン２３は、エリオット・カンパニー、ドレッサー・ランド、またはマレーのような製造者から入手し得る。１つの形態において、蒸気タービン２２は、空気を酸化剤ガスの流れ３および酸素貧化ガスの流れ５に分離するのに必要とされる空気分離システム４（例えば、エアコンプレッサー２のシステム）の電力消費を減少させるために、シャフト２５を通して空気分離システム４の中のコンプレッサー２を駆動させるのに適している。もう１つの形態において、蒸気タービン２２は、代わりに、そのシステムの他の部分または他のシステムでの使用のために電力を発生させるための発電機２７に機械的な力を供給する。
【００４６】
本発明の、可変的でさらに、統合された性質は、燃料と電力の節約について非常に大きな柔軟性を可能とする。弁１８を調節することにより、迂回回路１４を通って流れる煙道ガスの量を変化させうるものであり、そのようにして、煙道ガスと酸化剤ガスおよび／または燃料ガスとの間の、ならびに煙道ガスと供給水との間のより大きいかより小さい熱移動を選択的に可能とする。この様式において、燃料の経費および／または電力の経費は最小化され得る。燃料の経費が電力の経費より重要であるときは、酸化剤ガスの流れ３および燃料ガスの流れ９は、５５０℃までの温度に予備加熱され、それにより、燃料および酸化剤の節約を最大化する（１０％まで）ように弁１８を作動させる。他方、電力経費がより重要であるときは、相対的に小さな熱移動が煙道ガスと酸化剤ガスおよび／または燃料ガスとの間に起こり、一方、相対的に大きな熱が廃熱ボイラー１９で回収されるように弁１８が調節される。
【００４７】
蒸気タービン２２を空気分離システム４に接続すると、酸化剤ガス３の流れと酸素貧化ガス５の流れへの空気の分離のために必要とされる空気分離システム４により要求される電力の目を見張る減少が達成され得る。意外にも、本発明者は、上記電力要求の１００％までが達成され得ることを見出した。好ましくは、少なくとも約５０％、より好ましくは少なくとも約６７％、さらにより好ましくは少なくとも約７９％、および最も好ましくは約８５％の電力減少が達成され得る。それらの驚くべき結果は、酸素注入型燃焼を実施するためのエネルギー経費は、酸素注入型燃焼を実施しない従来の空気注入型燃焼と比較して有意に減少することを示す。
【００４８】
６００トン／日のガラス溶融施設については、以下の、空気分離システムの電力減少の非限定的な例は、３．３７３ＭＷ（予備加熱なし）の空気分離システム電力消費を用いて計算された。
【００４９】
第１の事例において、酸化剤ガスの流れと燃料ガスの流れはともに、５５０℃に予備加熱され、煙道ガスは、１，５００℃から１，２００℃に冷却される。結果として、酸化剤ガスと燃料ガスのそれぞれの１０％が節約される（予備加熱無しと比較して）。２．０００ＭＷまでの電力が、空気分離システムにより必要とされる要求量３．０３６ＭＷ（３．３７３ＭＷ−１０％）を減少させるために供給され、それにより、６６％の減少をもたらす。
【００５０】
第２の事例においては、燃料ガスのみが５５０℃に予備加熱され、煙道ガスは、１，５００℃から１，３８０℃に冷却される。結果として、酸化剤ガスと燃料ガスのそれぞれの４．７％が節約される。２．５５０ＭＷまでの電力が、要求される３．２１４ＭＷ（３．３７３ＭＷ−４．７％）を減少させるために供給され、それにより７９％の電力減少をもたらす。
【００５１】
第３の事例においては、燃料ガスのみが１６０℃に予備加熱され、煙道ガスは、１，５００℃から１，４７５℃に冷却される。結果として、酸化剤ガスと燃料ガスのそれぞれの１％が節約される。２．８５０ＭＷまでの電力が、要求される３．３４０ＭＷ（３．３７３ＭＷ−１％）を減少させるために供給され、それにより８５％の電力減少をもたらす。
【００５２】
また、驚くべきことに、熱交換システム１１、３１、３３、３５、３７および３９ならびにボイラー１９を冷却した後、ボイラー１９から出て行く煙道ガスの流れ１３は、１５０℃または２００℃程度の温度を有し得る。そのような低温またはもう少し高温では、空気または水のような低温流体による希釈無しに汚染防除システム内で煙道ガスの流れ１３を処理することが可能となる。煙道ガスのはるかに少ない流量（従来の煙道ガスの希釈と比較して）のために、汚染防除システムの大きさは、はるかに小さくなる。例えば、煙道ガスの流量の減少に基づいて、汚染防除システムの大きさは、７５％ほどまで小さくなり、結果として、投下資本と操作経費の両方の観点で、はるかにより廉価となり得る。
【００５３】
ボイラー１９を出て行く煙道ガスの流れ１３の温度は、上記温度に限定されない。たとえば、ボイラー１９を出て行く煙道ガスの流れ１３の温度は、好ましくは、約２００℃から約４００℃である。より好ましくは、ボイラーを出て行く煙道ガスの流れ１３は、約２００℃から約３００℃の温度を有する。
【００５４】
おそらく、最も予想外のことではあるが、本発明は、酸素燃焼式燃焼の利用を、以前に考えられていたより、はるかにより経済的に有益にするようである。当該技術における共通の確信は、経費のかかるＮＯ_Ｘ削減技術を必要とする空気燃焼式燃焼と比較して、酸素燃焼式燃焼は、ＡＳＵおよび関連する装備のための大きな資本上の支出とＡＳＵの電力要求に関連する比較的大きな操作経費を必要とするということである。この確信が、酸素燃焼式燃焼は経済的に妥当ではないという結論を下すように燃焼技術の当業者を導いてきた。しかしながら、本発明者は、この結論は誤りであることを示した。本発明の実施は、本発明の上記側面に欠ける酸素燃焼式燃焼システムと比較して１以上の利点（燃料ガスの１０％節約、酸化剤ガスの１０％節約、空気分離システムの電力要求量の減少（または別に用いられる電力供給の増加）および汚染防除システムのサイズの減少のような）をもたらすので、本発明は、比較的短い時間で償却するであろう。
【００５５】
【発明の効果】
この驚くべき結果は、本発明の熱回収スキームの構成部分のそれぞれが１つのシステムに統合されるとき大きく増幅される。煙道ガスの温度および、熱交換器、ＡＳＵのボイラー、蒸気タービン、静電沈降装置、スクラバーおよび関連設備の経費に基づいて、予想外にも、本発明者は、酸素注入型燃焼システムにおける本発明の実施のための資本投下が、２年未満で回収されることを発見した。さらに、本発明の熱回収スキームの実施は、その後、２０％を超えるほどシステムの操作経費を減少させ得る。したがって、同じシステムに統合される本発明のそれらの側面の結果として、酸素燃焼式燃焼は、空気燃焼式燃焼よりはるかに魅力的になる。
【００５６】
本発明は、上記態様に限定されず、変更され得るし、特許請求の範囲のいずれの全ての態様を包含し得ることが理解される。
【図面の簡単な説明】
【図１】図１は、少なくとも１つの熱交換器を含む本発明のシステムの第１の態様の模式図であり、図中では、煙道ガスの熱エネルギーは燃料および酸化剤ガスの少なくとも一方と熱交換し、次いで、廃熱ボイラー中で水および水蒸気と、という順に熱交換する。
【図２】図２は、酸化剤および燃料ガスという順に予備加熱するための２つの熱交換器を含む本発明のシステムの第２の態様の模式図である。
【図３】図３は、燃料と酸化剤ガスの順で予備加熱するための２つの熱交換器を含む本発明のシステムの第３の態様の模式図である。
【図４】図４は、少なくとも１つの熱交換器を含む本発明のシステムの第４の態様の模式図であり、図中、煙道ガスの熱エネルギーは、廃熱ボイラーの中の水および水蒸気と熱交換され、次いで、燃料および酸化剤ガスの少なくとも１つと、以上の順に熱交換する。
【図５】図５は、１つの熱交換器を含む本発明のシステムの第５の態様の模式図であり、図中、煙道ガスの熱エネルギーは、酸化剤ガスと熱交換され、次いで、廃熱ボイラー中で水および／または水蒸気と、以上の順に熱交換する。
【図６】図６は、１つの熱交換器を含む本発明のシステムの第６の態様の模式図であり、図中、煙道ガスの熱エネルギーは燃料ガスと熱交換され、次いで、廃熱ボイラーの中の水および／または水蒸気と、以上の順に熱交換する。
【図７】図７は、本発明のシステムの第７の態様の模式図であり、図中、酸素は、システムに遠隔的に（ｒｅｍｏｔｅｌｙ）供給され、蒸気タービンにより生み出される全ての機械的な力は、電力を生み出すための発電機に伝達される。
【符号の説明】
１…空気分離ユニット、２…コンプレッサー、４…空気分離システム、１１，３１，３３，３７，３９…熱交換システム、１４…迂回回路、１５…炉、１６…冷却空気回路、１８…流量弁、１９…廃熱ボイラー、２１…過熱蒸気、２２，２３…蒸気タービン、２５，２６…シャフト、２７…発電機、２９…凝縮器、３０…ポンプ[0001]
TECHNICAL FIELD OF THE INVENTION
The present invention relates to an oxyfuel combustion furnace. In particular, the present invention relates to a method and system for increasing the efficiency of an oxyfuel furnace.
[0002]
[Prior art]
One important destination that is being explored by those skilled in the art of combustion technology is to increase the efficiency of the combustion process by reducing invested capital, energy costs, fuel and oxidizer costs, and operating costs. It is. One way of doing so is through the thermal energy recovery of the furnace. When it is implemented, the energy and / or fuel requirements needed to operate the furnace can often be reduced. However, many of the different thermal energy technologies have their own drawbacks. One of the drawbacks is financial (financial). The capital and operating costs required to implement heat recovery technology must not exceed the economic benefits of heat recovery. Another disadvantage of them is related to safety. That is, the technology must not create undue safety risks. Another such disadvantage is related to technology. Design, materials and controls must be appropriate to bring theoretical concepts into practice.
[0003]
In air-fired furnaces, one approach to improving the energy efficiency of the furnace is to use extra heat from the flue gas to preheat the combustion air using a recuperator or regenerator. By using the energy of A recuperator transfers a portion of the heat from the flue gas to the combustion air in the heat exchanger, while a regenerator uses a ceramic material or material for subsequent preheating of the combustion air. Stores some of the heat from the flue gas in the refractory material. Oxy-fuel combustion has been questioned by many because of the conceivable large capital and operating costs involved in oxygen production. Although the above techniques have been used successfully in some air-fired furnaces, they are not suitable for application in oxygen-enriched furnaces due to the danger of operating extremely reactive high-temperature oxygen. Relatively more difficult, which raises questions about the financial health of oxyfuel combustion.
[0004]
Cogeneration of electricity and heat from the production of electricity and / or steam is another technique that helps recover heat energy for applications other than recycling heat energy to furnaces. The disadvantage of this approach is that the capital investment is relatively large, and there is often a tendency to exceed the economic benefits realized by this heat recovery approach.
[0005]
Another approach is thermochemical energy recovery, also known as fuel reforming. In fuel reforming, H has a higher heat content than the initial fuel. ₂ The heat content of the fuel is increased by reacting the fuel with steam or carbon dioxide, or a mixture of the two, in a reactor (reformer) to generate a combustible mixture of CO and CO. Since the endothermic reforming reaction occurs at a high temperature (typically 900 ° C.), it will benefit from the high temperature of the flue gas to provide the energy required for the reforming reaction. However, this approach has specific disadvantages. In many reactors, their fuel consumption is not large enough to allow a large capital investment to install a fuel reforming system. Reformer complexity and high temperature H ₂ And the safety constraints associated with operating CO are additional drawbacks. If this technology were applied to an oxyfuel furnace, the complexity of the reformer would be further amplified. Because the energy available from the flue gas is typically not enough to reform all of the fuel, it requires an additional energy source in addition to the heat energy of the flue gas. This is because
[0006]
The heat recovery methods used in conventional air-fired furnaces are often not readily applicable to oxy-fuel (oxygen-enriched) furnaces due to method and operational difficulties. For example, flue gas from oxy-combustion combustion has an extremely high moisture content (up to about 60%) and is at a very high temperature (over 1200 ° C.). It may also include high levels of particulates, condensable batch vapors, or condensed batch vapors, thereby making the flue gas highly corrosive.
[0007]
At the same time, the flue gas must also be treated in a pollution control system in order to comply with the relevant environmental regulations. Pollution control systems, such as electrostatic settling devices or baghouses, can only be operated at temperatures below about 400 ° C., so the gas must be cooled beforehand.
[0008]
Cooling the hot flue gas prior to treatment with the control system can be done by diluting the hot flue gas with ambient air. However, dilution with air increases the amount of flue gas that is treated, thereby increasing the capital investment and operating costs of the control system used to treat the cooled flue gas, and consequently the pollution. Increase the size and complexity of the control equipment system. Invested capital and expenditures for operations will likewise increase.
[0009]
Cooling the hot flue gas prior to treatment with the control system can be done by spraying the gas with water. However, water spray increases the dew point of the flue gas, thereby increasing the risk of corrosive gas condensation in the control system or exhaust duct. If the technique were implemented in an oxyfuel furnace, this problem would be amplified as well. This is because the moisture content of the flue gas can be as high as about 60% by volume.
[0010]
Accordingly, those skilled in the art will recognize that a need exists for improved methods and systems for increasing the efficiency of an oxygen-enriched combustion system through heat recovery. Those skilled in the art will also recognize that a need exists for such improved methods and systems that integrate various heat recovery approaches. One skilled in the art will further recognize that a need exists for such improved methods and systems that reduce oxygen and / or fuel requirements. Those skilled in the art will further recognize that there is a need for such methods and systems that can reduce the power requirements required for oxygen production. One skilled in the art will further recognize that a need exists for such a method and system that reduces the size of the pollution control system required to treat pollutants contained in the flue gas. . One skilled in the art will further recognize that there is a need for such methods and systems that may allow for the secure recovery of thermal energy. One skilled in the art will further recognize that there is a need for such methods and systems that can reduce capital investment and operating costs. Finally, those skilled in the art will recognize that a need exists for an integrated method and system that satisfies all of those needs.
[0011]
[Problems to be solved by the invention]
Therefore, it is a first object of the present invention to provide systems and methods that meet these and other needs. A second object of the present invention is to provide a system and method that can reduce oxygen and / or fuel demand. A third object of the present invention is to provide a system and method that can reduce the power requirements required for oxygen production. A fourth object of the present invention is to provide a system and method that can reduce the size of a pollution control system required to treat pollutants contained in flue gas. A fifth object is to provide a system and method that can enable safe recovery of thermal energy. It is a sixth object of the present invention to provide a system and method that can reduce capital investment and operating costs. It is a seventh object of the present invention to provide an integrated system and method that can achieve all of those objectives.
[0012]
[Means for Solving the Problems]
Accordingly, a system is provided for recovering thermal energy produced by an oxygen-enriched combustion furnace in which oxidant and fuel gases burn, thereby producing flue gas. The system includes an oxidant gas supply, at least one heat exchange system, a waste heat boiler, and a turbine. Oxidant gas has a higher oxygen content than air. The at least one heat exchange system is adapted to receive the flue gas and / or the oxidant gas and / or the fuel gas such that at least one of the oxidant gas and the fuel gas is heated and the flue gas is cooled. are doing. Waste heat boilers are adapted to transfer heat from flue gas to feed water flowing through the boiler to create superheated steam. The expansion of the superheated steam through the turbine creates mechanical power.
[0013]
A method is provided for increasing the energy efficiency of an oxygen-enriched combustion furnace. The method includes the following steps. An oxidant gas and a fuel gas are provided, wherein the oxidant gas has a greater oxygen content than air. At least one of the oxidant gas and the fuel gas is passed through at least one heat exchange system, thereby heating at least one of the oxidant gas and the fuel gas. The heated oxidant and fuel gas are burned in a furnace, thereby providing flue gas. The flue gas is passed through at least one heat exchange system, whereby the flue gas is cooled as the oxidant and fuel gas are heated. The feed water and the flue gas are passed through a waste heat boiler such that heat from the flue gas is transferred to the feed water, thereby creating superheated steam. The superheated steam is expanded by the turbine, thereby creating mechanical power.
[0014]
BEST MODE FOR CARRYING OUT THE INVENTION
The system of the present invention is to increase the efficiency of oxygen-enriched combustion in industrial furnaces through an integrated heat recovery approach in which oxidizer and fuel gases are burned, thereby creating flue gas. is there. The system comprises a source of oxygen-enriched gas, at least one heat exchanger system, a waste heat boiler and a turbine. The oxygen-enriched gas has an oxygen level that is greater than the oxygen level of the air. The heat exchanger absorbs thermal energy from the flue gas and transfers the thermal energy to at least one of the oxidant gas and the fuel gas. Waste heat boilers also absorb thermal energy from the flue gas and transfer thermal energy to the feed water to create superheated steam. Turbines create mechanical power by expanding superheated steam through the turbine.
[0015]
The method of the present invention is for increasing the efficiency of an oxygen-enriched combustion furnace in which oxidant gas and fuel gas are burned such that flue gas is produced. The method includes the following steps. An oxidant gas and a fuel gas are provided, wherein the oxidant gas has a greater oxygen content than air. Flue gas and at least one of the oxidant gas and the fuel gas are passed through at least one heat exchange system, thereby heating at least one of the oxidant and the fuel gas and cooling the flue gas. The heated oxidant gas and fuel gas are burned in a furnace, thereby providing flue gas. The feed water and the flue gas are passed through a waste heat boiler such that heat from the flue gas is transferred to the feed water, thereby creating superheated steam. Superheated steam expands through the steam turbine, thereby creating mechanical power.
[0016]
Although the invention is particularly applicable to glass melting facilities, especially float glass processes, the invention is not limited to such applications. Rather, the present invention is generally applicable to any oxy-fuel combustion industrial furnace, whether or not in-situ production of oxygen is provided, in which case the flue gas generated by the furnace Is sufficiently high to allow sufficient heat recovery.
[0017]
As best shown in FIG. 1, a first preferred embodiment is that the source of air is compressed by a compressor 2 and has an oxygen level greater than that of air by an air separation unit (ASU) 1 It comprises an air separation system 4 which is separated into a gas stream 3 and an oxygen-lean gas stream 5 having an oxygen level lower than the oxygen level of the air. ASU1 may utilize various air separation systems such as, but not limited to, cryogenic systems, membrane systems or adsorbed PSAs or VSAs. Typically, depending on the particular air separation process chosen, the oxidant gas 3 contains at least 21% (by volume) oxygen and preferably at least 90% oxygen.
[0018]
The oxidant gas stream 3 and the fuel gas stream 9 are directed to a heat exchange system 11. Examples of fuel gas include, but are not limited to, natural gas, other gaseous hydrocarbons, and mixtures thereof. In the heat exchange system 11, one or both of the oxidant gas and

fuel gas streams

3, 9 are exchanged with the flue gas stream 13 exiting the furnace 15 for safe operation of the heat exchanger. Preheated to a temperature that allows Exiting the heat exchange system 11, the oxidant and fuel streams are directed to a furnace 15 where they burn. Preheating of at least one of the oxidant and

fuel gas streams

3, 9 increases the amount of thermal energy introduced into the furnace 15. As a result, less oxidizer gas and fuel gas than can be achieved without the lack of pre-heating through heat exchange with the flue gas will cause the energy input to the furnace 15 and the heat input to the charge 17 to increase. Can be burned to achieve.
[0019]
As shown in FIG. 1, oxidant gas stream 3 and / or fuel gas stream 9 are preheated in heat exchange system 11, while flue gas stream 13 entering heat exchange system 11 is typically It is correspondingly cooled from a temperature of 1,200 ° C. or more. Oxidant gas stream 3 and fuel gas stream 9 may be heated to a temperature of from about 200 ° C to about 800 ° C, more preferably from about 200 ° C to about 600 ° C, and most preferably from about 450 ° C to about 550 ° C. On the other hand, the flue gas stream 13 is typically cooled to a temperature of about 500 ° C to about 1500 ° C, and preferably to a temperature above 1000 ° C. Optionally, a cryogenic air circuit 16 may be connected to the oxidant gas stream 3 and / or the fuel gas stream 9 upstream of the heat exchange system 11 so that the emergency switch shuts off the oxidant or fuel supply. In some cases, it can be operated to supply cooling air, and thus damage and / or possible failure of the heat exchange system 11 can be avoided. Also, optionally, some or all of the flow of flue gas 13 may be selectively diverted around heat exchange system 11 via bypass circuit 14, thereby providing a flow of oxidant 3 And / or the relative degree of preheating of the fuel gas stream 9 can be adjusted and / or overheating of the heat exchange system 11 can be avoided. This is achieved by adjusting the variable flow valve 18, thus allowing more, less, or none of the flue gas stream 13 to bypass the heat exchange system 11.
[0020]
Downstream of the heat exchange system 11, the oxidant gas stream 3 and the fuel gas stream 9 are injected into a furnace 15, where they are burned to produce hot combustion products. In the case of a glass melting facility, the hot combustion products provide heat for melting or reheating the charge 17 introduced into the furnace 15. The hot combustion products are exhausted from the furnace to provide a flue gas stream 13. The temperature of the flue gas stream 13 can be extremely high. In the practice of the present invention, the temperature of the flue gas stream 13 can be greater than about 1,200 ° C, or even greater than 1,216 ° C, or up to about 1,600 ° C.
[0021]
As shown in FIG. 1, the flue gas stream 13 passes through a heat exchange system 11 in which heat is transferred from the flue gas stream to the oxidant gas stream 3 and the fuel gas stream 9. Partially move to. The flue gas stream 13 then flows through a waste heat boiler 19 where heat is partially transferred from the flue gas stream to the feedwater flowing through the waste heat boiler 19; Thereby, a flow of the pressurized superheated steam 21 is created. The superheated steam 21 then expands through a steam turbine 22, creating mechanical power. The mechanical power generated by the steam turbine 22 is used to either generate shaft power via the shaft 25 and / or generate power via the generator 27. Either or both of the mechanical power and power generated by the steam turbine 22 may be used to provide power for other parts of the process or for other processes. Preferably, mechanical power is used to drive the compressor 2, thereby reducing the power consumption of the air separation system 4 that performs the air separation.
[0022]
The steam 21 leaves the turbine 22 at about 100 mbar, is condensed in a condenser 29 and is pressurized by a pump 30 before being supplied to a waste heat boiler 19. The temperature of the flue gas stream 13 exiting the boiler is controlled by a pollution control system such as a baghouse filter, ESP or scrubber to maintain all emissions at acceptable levels before being sent to the stack. Low enough to pass at least one.
[0023]
Many different forms and sequences can be implemented in the present invention.
[0024]
For example, as best shown in FIG. 2, the most preferred embodiment includes two

heat exchange systems

31 and 33 for preheating each of the oxidant gas stream 3 and the fuel gas stream 9. The use of heat exchange to preheat one or both of the oxidant gas and

fuel gas

3, 9 streams is an important aspect of the present invention. Preheating significantly reduces furnace oxidant and fuel consumption. This is because some of the energy input required by the furnace is provided in the form of large amounts of heat instead of combustion power. Because of this potential energy savings, it is particularly beneficial to preheat both the oxidant gas stream 3 and the fuel gas stream 9 to provide even more heat to the furnace. For example, if the oxidizing gas and fuel gas are preheated to achieve a selected level of loading throughput, up to 10% of the oxidizing gas and fuel gas compared to operating the furnace without preheating. It is possible to safely reduce the gas flow. This embodiment can also be modified such that the flue gas stream 13 passes first through the heat exchanger 31, then through the waste heat boiler 19 and then through the heat exchanger 33.
[0025]
As best illustrated in FIG. 3, another preferred embodiment also includes two

heat exchange systems

31 and 33. In this embodiment, the flue gas stream 13 first passes through a heat exchange system 31 to preheat the fuel gas stream 9 and then the heat exchange system 31 to preheat the oxidant gas 3 stream. Pass through 33. As with the embodiment depicted in FIG. 2, this embodiment may also be modified. For example, the flue gas stream 13 may be passed first through the heat exchange system 31, then through the waste heat boiler 19, and then through the heat exchange system 33.
[0026]
As shown best in FIG. 4, another preferred embodiment includes at least one heat exchange system 35 for preheating at least one of the oxidant gas stream 3 and the fuel gas stream 9. . In this embodiment, the fuel gas stream 13 first passes through a waste heat boiler and then through a heat exchange system 35. When selecting a configuration that includes one heat exchanger for each of the oxidant gas stream 3 and the fuel gas 9 stream, the waste heat boiler 19 is associated with the flue gas stream 13 and downstream of one of the heat exchangers. , Upstream of the other.
[0027]
Another preferred embodiment includes only one heat exchange system 37, as best illustrated in FIG. In contrast to the embodiment depicted in FIG. 2, in this embodiment the oxidant gas stream 3 is preheated, but the fuel gas stream 9 is not. This embodiment can be modified such that the flue gas stream 13 passes first through the waste heat boiler 19 and then through the heat exchange system 37.
[0028]
As best shown in FIG. 6, another preferred embodiment includes only one heat exchange system 39. In this embodiment, the fuel gas stream 9 is preheated, but the oxidant gas stream 3 is not. This aspect can also be modified such that the flue gas stream 13 passes first through the waste heat boiler 19 and then through the heat exchange system 39.
[0029]
As best shown in FIG. 7, another preferred embodiment includes an oxidant gas source 41 that provides an oxidant gas stream 3. The source of oxidant gas 41 can be a pipeline from a remote oxygen generation system. In this manner, all of the mechanical power generated by the steam turbine 22 is transferred to a generator 27 via a shaft 26 for generating power. The power can be used in other parts of the system or in other systems.
[0030]
Since

heat exchange systems

11, 31, 33, 35, 37 and 39 can be exposed to flue gases at temperatures up to 1500 ° C., the heat exchange systems preferably withstand surface temperatures up to about 950 ° C. Made of the material you get. It is also preferred that the

heat exchange systems

11, 31, 33, 35, 37 and 39 be made of a material that is substantially resistant to corrosion under exposure to substantially pure oxygen at a temperature of 700 ° C. This is defined as a reduction or increase in thickness of no more than 800 nm / day upon exposure of the material to substantially pure oxygen at atmospheric pressure having a temperature of about 700 ° C. An appropriate test for measuring this corrosion resistance is as follows.
[0031]
Materials tested include SS304, SS310, SS446, Inconel 600, Inconel 625, Incoloy 800 and Incoloy 825. Two tubes were obtained for each material, thereby preparing a first set and a second set for the tubes. Each of the tubes had an outer diameter of 2.13 cm, a wall thickness of 0.28 cm, and a length of 2.54 cm. . Each of the inner and outer surfaces of the sample was ground / polished with 240-abrasive paper, washed with soapy water, dried and dried with two solvents (first with acetone and then with Bertler MCA for heated oxygen supply). ) Was prepared by washing.
[0032]
The second and third sets of samples were then placed in a furnace that was monitored to achieve a sample surface temperature of 700 ° C. equivalent to the ambient oxygen temperature. Atmospheric pressure oxygen was passed into the furnace at a rate of about 0.25 to 0.50 liters per minute. After 500 hours, each of the heated samples was removed from the furnace and weighed. The third set of samples was then returned to the exposure furnace for an additional 500 hours to bring the total to 1,000 hours, and then weighed again. Based on the surface area of the sample and the density of each material, the thickness decrease (or increase) was calculated from the weight increase (or loss) as nm / day at each time interval of 500 hours and 1,000 hours. Table 1 shows the test results.
[0033]
[Table 1]

As shown in Table 1, non-limiting examples of materials that exhibit substantial resistance to corrosion at a surface temperature of 700 ° C. include Inconel 600 and Incoloy 800. The materials showed little spallation. Their perfect austenitic structure, good passivation properties and broad utility make them particularly suitable for this application. Although Inconel 625 tends to exhibit good corrosion resistance for 1,000 hours of exposure, it appears to decrease too much, at least initially, compared to Inconel 600 and Incoloy 800.
[0034]
For heat exchanger surfaces directly exposed to high temperature oxygen, the use of a coating may be beneficial in delaying corrosion phenomena and extending equipment life. Aluminide / silicide coatings can be used to significantly enhance the resistance of the tested alloys. However, the invention is not limited to the use of those alloys and / or coatings. In particular, other materials and coatings may also be suitable if the above test scheme shows results similar to those shown by Inconel 600 and Incoloy 800.
[0035]
The

heat exchange systems

11, 31, 33, 35, 37 and 39 may include direct or indirect heat exchangers.
[0036]
The direct heat exchanger is preferably intended to operate in co-current configuration. In this configuration, the flue gas and the cryogenic fluid (oxidant gas or fuel gas) flow in the same direction along opposite sides of the heat transfer surface. The cryogenic fluid actually acts as a cooling medium for the metal, absorbing heat from the flue gas through the heat transfer surface, while serving to minimize hot spots. However, many different designs, such as countercurrent and crossflow, can also be used with the present invention.
[0037]
Indirect heat exchangers utilize an intermediate heat transfer fluid, such as air, to transfer heat from a flue gas stream 13 to a cold fluid (oxidant or fuel) stream. Particularly preferred indirect heat exchangers are disclosed in U.S. Patent Nos. 6,071,116 and 6,250,916, the contents of which are incorporated herein by reference.
[0038]
One suitable design for a direct heat exchanger includes a tubular cage radiant recovery heat exchanger, where one outer tube coaxially surrounds another inner tube. The use of this design results in a pressure drop of the oxidant gas stream 3 through the heat exchanger associated with the oxidant gas stream 3 of only about 0.05 bar. Another suitable design for a heat exchanger includes a shell and tube design.
[0039]
Unexpectedly, when the appropriate materials and designs are selected for the

heat exchange systems

11, 31, 33, 35, 37 and 39, the inventor has determined that the oxidant gas stream 3 and / or the fuel gas stream 9 Can safely and cost effectively be heated to a temperature of from about 200 ° C to about 800 ° C, more preferably from about 200 ° C to about 600 ° C, and most preferably from about 450 ° C to about 550 ° C. discovered. Also, the flue gas stream 13 may be correspondingly cooled by heat exchange to a temperature of about 500 ° C to about 1500 ° C. To the inventor's knowledge, previous attempts to preheat the oxygen-enriched gas in the furnace through heat exchange with hot flue gas have been a safety uncertainty or cost issue. Did not reach a conclusion that could be deemed successful anyway.
[0040]
After heat exchange with the oxidant gas stream 3 and / or the fuel gas stream 9, the flue gas stream 13 as it enters the waste heat boiler 19 is as high as 1500 ° C., preferably It may still have a temperature between 1200 ° C and 1500 ° C. Since this temperature is too high, the boiler 19 is preferably designed to strongly withstand relatively high temperatures.
[0041]
One such design includes a convective economizer section, a convective vaporizer section, and a superheater section in which flue gas flows on one side of the tube surface and water, steam and superheated steam flow on the other side. including. The feed water from the pump 30 is preheated in the economizer section and supplied to the convection vaporizer section. Preferably, the feed water has a temperature of about 105 ° C. at a pressure of about 30 bar and is supplied to a boiler 19, while the flue gas stream 13 enters the boiler 19. In the convection vaporizer section, the water is turned into steam, which is separated from the water by a steam drum. The resulting steam is heated in a superheater section to a superheat temperature of, for example, 250 ° C. or higher. Preferably, the superheated steam has a temperature of about 430 ° C. Each of the three sections of boiler 19 utilizes an exposed tube to prevent excessive gap clogging. An air-blown soot blower may also be included to provide for in-situ cleaning of the heat transfer surface, if clogging is likely due to particulate accumulation.
[0042]
The design of the waste heat boiler 19 also includes a flue gas recirculation system therein, so that the flue gas downstream of the boiler 19 inlet is cooled from upstream of the boiler 19 outlet. It is diluted and cooled by a part of the flue gas. If the invention is practiced in a glass melting facility, after dilution just downstream of the boiler 19 inlet, the flue gas is preferably cooled to a temperature of about 550 ° C. This ensures that all glass particles have completely solidified before entering the convective heat transfer section. The flue gas recirculation system comprises a recirculation fan just upstream of the boiler 19 outlet and a gas line for introducing recycled flue gas into the mixing chamber just downstream of the boiler 19 inlet.
[0043]
Another suitable design for the waste heat boiler 19 is available from Higher Glass, Germany. In this design, the flue gas stream 13 is not diluted after entering the boiler 19. Also, the heat transfer surface of the boiler is cleaned through "shot cleaning", in which an iron ball is dropped from the top of the boiler to shake off the accumulation of particulates. In addition, when the present invention is implemented in a glass melting facility, this design allows for an accumulation layer of components of the condensed flue gas, such as sodium sulfate, on the heating surface. After several days of operation, layer accumulation and "shot cleaning" achieve an equilibrium state in which the accumulation layer maintains its thickness. The insulating effect of the storage layer prevents flue gas from condensing on the heat transfer surface of the boiler 19.
[0044]
Whatever design is chosen, the outlet temperature of the flue gas should be maintained between 150 ° C. and 400 ° C., so that the heat transfer of the steam is maximized while the corrosive The flue gas temperature will be maintained above the dew point to avoid condensation of the flue gas.
[0045]
Suitable steam turbines 23 may be obtained from manufacturers such as Elliott Company, Dresser Land, or Murray. In one form, the steam turbine 22 is powered by an air separation system 4 (eg, the system of the air compressor 2) required to separate air into an oxidant gas stream 3 and an oxygen-depleted gas stream 5. It is suitable for driving the compressor 2 in the air separation system 4 through the shaft 25 to reduce consumption. In another form, the steam turbine 22 instead provides mechanical power to a generator 27 for generating electrical power for use in other parts of the system or other systems.
[0046]
The variable and integrated nature of the present invention allows for great flexibility in fuel and power savings. By adjusting the valve 18, the amount of flue gas flowing through the bypass circuit 14 can be varied, so that between the flue gas and the oxidant gas and / or the fuel gas, As well as selectively enabling greater or lesser heat transfer between the flue gas and the feed water. In this manner, fuel costs and / or power costs can be minimized. When fuel costs are more important than power costs, oxidant gas stream 3 and fuel gas stream 9 are preheated to temperatures up to 550 ° C., thereby maximizing fuel and oxidant savings. Actuate valve 18 (up to 10%). On the other hand, when power costs are more important, a relatively small heat transfer occurs between the flue gas and the oxidant gas and / or fuel gas, while a relatively large heat is generated in the waste heat boiler 19. The valve 18 is adjusted to retrieve.
[0047]
When the steam turbine 22 is connected to the air separation system 4, the power required by the air separation system 4 required for the separation of air into the flow of the oxidizing gas 3 and the flow of the oxygen-poor gas 5 is reduced. A surprising reduction can be achieved. Surprisingly, the inventor has found that up to 100% of the above power requirements can be achieved. Preferably, a power reduction of at least about 50%, more preferably at least about 67%, even more preferably at least about 79%, and most preferably about 85% can be achieved. These surprising results show that the energy cost for performing oxygen-injected combustion is significantly reduced compared to conventional air-injected combustion without oxygen-injected combustion.
[0048]
For a 600 ton / day glass melting facility, the following non-limiting example of air separation system power reduction was calculated using an air separation system power consumption of 3.373 MW (no preheating).
[0049]
In the first case, both the oxidant gas stream and the fuel gas stream are preheated to 550 ° C, and the flue gas is cooled from 1,500 ° C to 1,200 ° C. As a result, 10% of each of the oxidant gas and the fuel gas is saved (compared to no preheating). Power up to 2.000 MW is provided to reduce the required 3.036 MW (3.373 MW-10%) required by the air separation system, thereby resulting in a 66% reduction.
[0050]
In the second case, only the fuel gas is preheated to 550 ° C and the flue gas is cooled from 1,500 ° C to 1,380 ° C. As a result, 4.7% of each of the oxidant gas and the fuel gas is saved. Power up to 2.550 MW is provided to reduce the required 3.214 MW (3.373 MW-4.7%), thereby resulting in a 79% power reduction.
[0051]
In the third case, only the fuel gas is preheated to 160 ° C and the flue gas is cooled from 1,500 ° C to 1,475 ° C. As a result, 1% of each of the oxidant gas and the fuel gas is saved. Power up to 2.850 MW is provided to reduce the required 3.340 MW (3.373 MW-1%), resulting in an 85% power reduction.
[0052]
Also, surprisingly, after cooling the

heat exchange systems

11, 31, 33, 35, 37 and 39 and the boiler 19, the flue gas stream 13 leaving the boiler 19 has a temperature of about 150 ° C. or 200 ° C. It can have a temperature. At such low or slightly higher temperatures, it is possible to treat the flue gas stream 13 in a pollution control system without dilution with a cryogenic fluid such as air or water. Because of the much lower flow rate of flue gas (compared to conventional flue gas dilution), the size of the pollution control system is much smaller. For example, based on a reduction in the flow of flue gas, the size of the pollution control system can be reduced by as much as 75%, and as a result can be much less expensive, both in terms of invested capital and operating costs.
[0053]
The temperature of the flue gas stream 13 exiting the boiler 19 is not limited to said temperature. For example, the temperature of the flue gas stream 13 exiting the boiler 19 is preferably from about 200C to about 400C. More preferably, the flue gas stream 13 leaving the boiler has a temperature from about 200 ° C to about 300 ° C.
[0054]
Perhaps most unexpectedly, the present invention appears to make the use of oxyfuel combustion much more economically beneficial than previously thought. A common belief in the art is that expensive NO _X Compared to air-fired combustion, which requires reduced technology, oxy-fuel combustion requires significant capital expenditures for the ASU and related equipment and relatively large operating costs associated with the ASU's power requirements. That is to do. This belief has guided those skilled in the combustion arts to conclude that oxyfuel combustion is not economically justified. However, the inventor has shown that this conclusion is incorrect. The practice of the present invention provides one or more advantages (10% savings in fuel gas, 10% savings in oxidant gas, and reduced power requirements of the air separation system) over oxyfuel combustion systems lacking the above aspects of the invention. The present invention will amortize in a relatively short time as it results in a reduction (or an increase in the power supply used separately) and a reduction in the size of the pollution control system.
[0055]
【The invention's effect】
This surprising result is greatly amplified when each of the components of the heat recovery scheme of the present invention are integrated into one system. Unexpectedly, based on the temperature of the flue gas and the costs of heat exchangers, ASU boilers, steam turbines, electrostatic settling devices, scrubbers and related equipment, the inventor found that It has been found that the capital investment for the implementation of the invention is recovered in less than two years. Further, implementation of the heat recovery scheme of the present invention may subsequently reduce the operating costs of the system by more than 20%. Thus, as a result of those aspects of the invention that are integrated into the same system, oxyfuel combustion becomes much more attractive than air combustion.
[0056]
It is to be understood that this invention is not limited to the embodiments described above, which may be varied and may include any and all aspects of the claims.
[Brief description of the drawings]
FIG. 1 is a schematic diagram of a first embodiment of a system of the present invention that includes at least one heat exchanger, wherein the thermal energy of the flue gas is at least one of fuel and oxidant gas. And then in a waste heat boiler with water and steam in that order.
FIG. 2 is a schematic diagram of a second embodiment of the system of the present invention including two heat exchangers for preheating in the order of oxidant and fuel gas.
FIG. 3 is a schematic diagram of a third embodiment of the system of the present invention including two heat exchangers for preheating fuel and oxidant gas in that order.
FIG. 4 is a schematic view of a fourth embodiment of the system of the present invention including at least one heat exchanger, wherein the heat energy of the flue gas is determined by the water and waste water in the waste heat boiler; It is heat exchanged with steam and then heat exchanged with at least one of the fuel and oxidant gas in the above order.
FIG. 5 is a schematic diagram of a fifth embodiment of the system of the present invention including one heat exchanger, wherein the heat energy of the flue gas is exchanged with the oxidant gas and then Heat exchange with water and / or steam in the waste heat boiler in the above order.
FIG. 6 is a schematic diagram of a sixth embodiment of the system of the present invention including one heat exchanger, in which the heat energy of the flue gas is exchanged with the fuel gas and then discarded. Heat exchange is performed with water and / or steam in the heat boiler in the above order.
FIG. 7 is a schematic diagram of a seventh aspect of the system of the present invention, wherein oxygen is remotely supplied to the system and all mechanical Power is transmitted to a generator to produce power.
[Explanation of symbols]
DESCRIPTION OF SYMBOLS 1 ... Air separation unit, 2 ... Compressor, 4 ... Air separation system, 11, 31, 33, 37, 39 ... Heat exchange system, 14 ... Detour circuit, 15 ... Furnace, 16 ... Cooling air circuit, 18 ... Flow valve, 19 ... waste heat boiler, 21 ... superheated steam, 22, 23 ... steam turbine, 25, 26 ... shaft, 27 ... generator, 29 ... condenser, 30 ... pump

Claims

A system for recovering thermal energy produced by an oxygen-enriched combustion furnace that burns an oxidant gas and a fuel gas, thereby producing a flue gas,
a) a source of the oxidizing gas, wherein the oxidizing gas has an oxygen content greater than air;
b) adapted to receive the flue gas and the oxidant gas and / or the fuel gas such that at least one of the oxidant gas and the fuel gas is heated and the flue gas is cooled. At least one heat exchange system,
c) a waste heat boiler adapted to transfer heat from flue gas to feed water flowing through the waste heat boiler to produce superheated steam;
d) A system comprising a turbine for expanding the superheated steam through the turbine and generating mechanical power therefrom.

The system of claim 1, wherein
a) A system wherein the source of oxygen comprises an air separation unit.

The system of claim 1, wherein
a) a system further comprising a shaft operably connecting the turbine and the air separation unit, thereby providing at least a portion of the mechanical power to the air separation unit.

4. The system according to claim 3, wherein
a) A system wherein at least about 50% of the power requirements of the air separation unit are provided by the turbine through the shaft.

The system of claim 1, wherein
a) A system wherein at least about 66% of the power requirements of the air separation unit are provided by the turbine through the shaft.

The system of claim 1, wherein
a) A system wherein at least about 79% of the power requirements of the air separation unit are provided by the turbine through the shaft.

The system of claim 1, wherein
a) A system wherein at least about 85% of the power requirements of the air separation unit are provided by the turbine through the shaft.

The system of claim 1, wherein
a) said at least one heat exchange system comprises:
i) a first heat exchanger for receiving the flue gas and the oxidant gas, thereby heating the oxidant gas, and cooling the flue gas, the first heat exchanger comprising: A first heat exchanger including an outlet for directing gas to the furnace, and ii) a second heat exchanger for receiving the flue gas and the fuel gas, thereby heating the fuel gas and cooling the flue gas. The system of claim 2, wherein the second heat exchanger includes an outlet for directing the heated fuel gas to a furnace.

9. The system according to claim 8, wherein
a) the flue gas is first cooled by the heat exchanger and then further cooled by the boiler;
b) A system wherein the boiler passes water and / or steam to the boiler such that thermal energy from the further cooled flue gas is transferred to superheated steam in the boiler.

The system of claim 1, wherein
a system further comprising: a) a condenser for condensing water vapor discharged from the turbine; and b) a pump for pressurizing water condensed in the condenser.

9. The system according to claim 8, wherein
a) the heat exchanger is operated when the temperature of the fuel gas and the oxidizing gas heated by the heat exchanger is operated without heating the oxidizing gas and the fuel gas in the heat exchanger; 9. A system adapted to withstand temperatures that result in reduced fuel requirements and reduced oxidant requirements of the furnace, respectively, as compared to the system of claim 8.

The system of claim 1, wherein
a) a system wherein the at least one heat exchange system comprises a material that is substantially resistant to corrosion when exposed to substantially pure oxygen at a temperature of 700 ° C.

The system of claim 1, wherein
a) the at least one heat exchange system includes a heat exchanger having a coating for contact with the oxidant gas;
b) A system wherein the coating is substantially resistant to corrosion when exposed to substantially pure oxygen at a temperature of 700 ° C.

The system of claim 1, wherein
a) said at least one heat exchange system comprises first and second heat exchangers;
b) the flue gas and one of the oxidant gas and the fuel gas flow through the first heat exchanger in the same first direction; and c) the flue gas and the oxidant gas and the fuel gas. The other flows through the second heat exchanger in the same second direction.

9. The system according to claim 8, wherein
a) a system wherein the heat exchange system and the boiler are adapted to cool the flue gas to a temperature of about 150 ° C. to about 400 ° C. as the flue gas exits the boiler.

The system according to claim 15, wherein
a) a system wherein the heat exchange system and the boiler are adapted to cool the flue gas to a temperature of about 200 ° C. to about 300 ° C. as the flue gas exits the boiler.

The system of claim 1, wherein
a) said at least one heat exchange system comprises:
i) a first heat exchanger adapted to transfer heat from the flue gas stream to the intermediate heat transfer fluid; and ii) a flow of the oxidant gas flow and the fuel gas flow from the intermediate heat transfer fluid. A system comprising a second heat exchanger adapted to transfer heat to at least one.

4. The system according to claim 3, wherein
a) A system wherein more than about 39% of the power requirements of the air separation unit are provided by the turbine through the shaft.

9. The system according to claim 8, wherein
a) the heat exchanger and the boiler are adapted such that the temperature of the flue gas exiting the boiler is less than about 400 ° C;
b) A system wherein the temperature of the flue gas leaving the boiler is achieved without dilution of the flue gas by another gas having a temperature below the temperature of the flue gas.

A method for increasing the energy efficiency of an oxygen-enriched combustion furnace,
a) providing an oxidizing gas and a fuel gas having an oxygen content greater than air;
b) flowing at least one of the oxidant gas and the fuel gas through at least one heat exchange system, thereby heating at least one of the oxidant and the fuel gas;
c) burning the heated oxidant and fuel gas in the furnace, thereby providing flue gas;
d) flowing the flue gas through at least one heat exchange system, thereby cooling the flue gas while heating the oxidant and fuel gas;
e) flowing the feedwater and the flue gas through a waste heat boiler to transfer heat from the flue gas to the feedwater, thereby producing superheated steam; and f) expanding the superheated steam through a turbine. And thereby producing a mechanical force.

21. The method of claim 20, wherein
a) providing air, wherein the step of providing a flow of the oxidizing gas is achieved by separating air into the oxidizing gas and the oxygen-poor gas by an air separation unit; The method further comprising the step of the gas having a lower oxygen content than the air.

21. The method of claim 20, wherein
a) A method further comprising providing mechanical to the air separation unit.

21. The method of claim 20, wherein
a) selecting a first heat exchanger and a second heat exchanger as at least one heat exchange system;
b) flowing one of the oxidizing gas and the fuel gas through the first heat exchanger;
c) flowing the other of the oxidant gas and the fuel gas through the second heat exchanger; and d) flowing the flue gas through the first and second heat exchangers, thereby causing the oxidation. A method further comprising heating the agent gas and the fuel gas and cooling the flue gas.

21. The method of claim 20, wherein
a) heating the oxidizing gas and / or the fuel gas to at least about 200 ° C. to about 800 ° C. with at least one heat exchanger.

21. The method of claim 20, wherein
a) The method wherein the flue gas stream from the furnace has a temperature above about 1,250 ° C.

21. The method of claim 20, wherein
a) A method wherein the flue gas stream is cooled by at least one heat exchange system such that the flue gas stream entering the waste heat boiler has a temperature of about 300 ° C to about 1500 ° C.

24. The method of claim 23, wherein
a) A method wherein each of said heat exchangers comprises a material that is substantially resistant to corrosion when exposed to oxygen at a surface temperature of 700 ° C.

22. The method of claim 21, wherein
a) the power requirements of the air separation unit required to transfer mechanical power from the turbine to the air separation unit by the shaft, thereby separating air into the oxidant gas and the oxygen-poor gas; The method further comprising providing at least about 50%.

22. The method of claim 21, wherein
a) at least one of the power requirements of the air separation unit required to transfer mechanical power from the turbine to the air separation unit by means of a shaft, thereby separating air into the oxidant gas and the oxygen-lean gas; The method further comprising providing about 66%.

22. The method of claim 21, wherein
a) the power requirements of the air separation unit required to transfer mechanical power from the turbine to the air separation unit by the shaft, thereby separating air into the oxidant gas and the oxygen-poor gas; Providing at least about 79% and up to about 67%.

22. The method of claim 21, wherein
a) the power requirements of the air separation unit required to transfer mechanical power from the turbine to the air separation unit by the shaft, thereby separating air into the oxidant gas and the oxygen-poor gas; The method further comprising providing at least about 85%.

22. The method of claim 21, wherein
a) More than 50% of the air separation unit needed to transfer mechanical power from the turbine to the air separation unit by the shaft, thereby separating air into the oxidant gas and the oxygen-poor gas A method further comprising providing a power request.

24. The method of claim 23, wherein heating the oxidant gas and the fuel gas comprises operating the method of claim 27 without heating the oxidant gas and the fuel gas in the heat exchanger. A method of reducing the required amount of fuel gas and the required amount of oxidizing gas of the furnace, respectively, as compared with.

21. The method of claim 20, wherein
a) the temperature of the flue gas leaving the boiler is less than about 400 ° C., and b) the temperature of the flue gas leaving the boiler is less than the temperature of the flue gas. A method achieved without dilution of said flue gas with another gas having

A system that burns oxidizer gas and fuel gas, thereby producing high-temperature flue gas, which increases the energy efficiency of an oxygen-enriched combustion furnace,
a) adapted to provide a flow of oxidant gas, wherein the oxidant gas has a greater oxygen content than air and the power demand x required to provide the flow of oxidant gas is An air separation unit,
b) adapted to receive a hot flue gas stream and / or said oxidant gas stream and / or said fuel gas stream, whereby at least one of said oxidant gas stream and said fuel gas stream; At least one heat exchange system for heating and cooling the hot flue gas stream;
c) a waste heat boiler adapted to absorb thermal energy from the cooled stream of flue gas to create superheated steam and further cool the cooled stream of flue gas;
d) a turbine suitable for expanding the superheated steam passing therethrough, thereby producing mechanical power from the superheated steam, and e) a shaft suitable for transmitting mechanical power from the turbine to the air separation unit, The air separation unit, the at least one heat exchanger, the waste heat boiler, the turbine, and the shaft comprise a shaft suitable for the mechanical force to provide at least about 39% of the power demand x. Prepare system.

A method for recovering energy from a combustion furnace that burns an oxygen-enriched gas and a fuel gas to produce hot flue gas, the method comprising:
a) the oxygen-enriched gas has a greater oxygen content than air and the oxygen-enriched gas has an oxygen content less than air; the air separation unit separates the air supply into oxygen-enriched gas and oxygen-enriched gas Process,
b) providing a fuel gas;
c) providing first and second heat exchangers;
d) flowing one of said fuel gas and flue gas through a first heat exchanger, thereby providing heated fuel gas and cooled flue gas.
e) flowing the other oxygen-enriched gas and the cooled flue gas through a second heat exchanger, thereby heating the oxygen-enriched gas and further cooling the cooled flue gas; The further cooled flue gas has a lower temperature than the cooled flue gas;
f) burning the heated oxygen-enriched gas and the heated fuel gas in a combustion furnace, thereby providing hot flue gas;
g) flowing the further cooled flue gas through a waste heat boiler such that heat is absorbed from the further cooled flue gas to create superheated steam;
h) expanding the superheated steam through a turbine, thereby creating mechanical power; and j) reducing more than 50% of the power requirements of the air separation unit required to separate air. Transmitting the mechanical force to the air separation unit.