燃料气和水湿化的辅助氮气分别导入燃气轮机的燃烧室。与空气相遇而燃烧，产生含有水湿化氮气和显著减少量的NOx气体的烟道气。该烟道气作为工作流体流经发电膨胀气轮机。由此使得到的电力和效率都增大，而不污染大气。 共同转让（coassigned）的美国专利No.3，688，438描述了燃料气的生产，即使用相对高的蒸汽-燃料重量比率对碳氢化合物燃料进行部分氧化，而后不进行催化甲烷化。在共同转让的美国专利No.3，868，817中，在一种富含CO2的温度调节剂的存在下通过部分氧化而生产出摩尔比率（CO2/H2）按干基计算至少为0.30的燃料气。进一步处理后，使该燃料气在燃气轮机中燃烧。在共同转让的美国专利No.4，075，831中，纯化且湿化的燃料气在燃气轮机中燃烧，从而产生机械功和电能。在美国专利No.4，537，023中，一种空气/蒸汽混合物与燃料混合后燃烧，驱动燃气轮机运转。但以前的技术并没有认识到或提出本发明所具有的特点，在本发明中，干净的无硫燃料气和水湿化的辅助氮气被分别导入燃气轮机的燃烧室中，在那里与空气相遇而燃烧，产生含水湿化氮气和显著少的NOx气体的烟道气。另外，以前的技术没有下一特点：用来湿化干燥氮气的水通过冷却纯化前地原燃料气而被加热。
本工艺涉及通过以下步骤生产机械和/或电能：
（1）在带有许多单独冷却剂流的几个单独的间接热交换器中冷却洗净的原燃料气流在露点以下，该燃料气由H2，CO，H2O和至少一种酸性气体组成，该酸性气体选自CO2，H2S和COS及其混合物;在几个分离鼓中从上述原燃料气分离出冷凝下来的水，产生脱水原燃料气;其中至少一种上述冷却剂流是水，且该水在一个氮气湿化装置（在这里上述冷却水的温度下降）和至少一个上述间接热交换器（在这里上述冷却水温度升高）之间以一个闭合回路形式循环，从而使原燃料气的温度降低;
（2）在约38-316℃（100-600°F）的温度范围内，在1480-3549KPa（200-500psig）范围的压力下，使干燥氮气直接在上述氮气湿化装置中与来自（1）的热冷却水接触，从而用水加热并湿化氮气，同时使冷却水冷却;将冷却了的冷却水重新循环到（1）中的间接热交换器中冷却上述原燃料气流;
（3）用一种酸性气体溶剂在酸性气体除去区中清洗来自（1）的脱水原燃料气，由此除去所有含硫气体及任意的CO2，得到脱水无硫燃料气;
（4）分别将来自（3）的脱水无硫燃料气和（2）的水湿化的氮气导入燃烧区域，用空气使混合物燃烧，产生烟道气;和
（5）将来自（4）的烟气通过膨胀气轮机而产生机械和/或电能。
在该燃烧室中使用水湿化的氮气的优点在于，动力区（power block）燃气轮机会产生更多的电力，具有更高的效率，产生较低的NOx排放量。由于流经气轮机的质量流增加，汽轮机的电力损失小，所以效率增大。因为冷却流增大，允许更多的燃料输入燃气轮机，所以该燃气轮机在高温环境（32℃）（90°F）下产生更多电力。由于火焰温度低，燃气轮机的NOx排放量随水湿化氮气的加入而降低。
参考附图会更加了解本发明。该附图是本工艺的一个优选实施方案的图解代表。
本发明的一个重要方面在于水湿化的氮气被独立地导入燃烧气轮机。通过这种方法，燃烧室火焰温度可以保持在产生NOx气体的温度以下。另外，有更大的烟道气工作流体的质量流流经膨胀气轮机，以致以更高的效率产生了更多的电力。
使氮气加湿具有以下优点：增大膨胀气轮机的工作流体中存在的惰性气体的体积，而不显著改变加到燃烧气轮机中组分的性能。该系统需供入的氮气较少，因而经济上得到更大的节省。根据本发明，燃烧气轮机的电力输出可能会上下波动，但不会增大熄火的危险。加入水湿化或饱和的辅助氮气具有以下优点：增大燃烧室中存在的惰性气体的体积，而不显著改变供入燃烧室的燃料气的BTU含量或空气的数量和质量。另外，水湿化的氮气可以以较低的压力，如274-446KPa（25-50psig）输入燃烧室，这一压力低于气体燃料和空气所需的压力。对惰性的水湿化氮气来说较低的压力要求有两个优点。首先，用来提高取自空气分离厂的氮气的压力的压缩机需要较少的能量就能将它提高到较低压力，而不是供给燃料和氧气所要求的较高压力。其次，当氮气湿化后，更大量的水份可能会合并到在相同温度下使用自来水的同样重量氮气中。这是因为在低压下氮气占有更大的体积，结果更多蒸汽可能在相同的水分压下分散在氮气中。这进一步增大了从给定供应量的氮气得到的气体总体积。相反，需压入较少的氮气以供给惰性气体，因为水补足了需供的氮气的体积。
在本工艺中，用水湿化并直接输入燃烧室的辅助氮气和输入部分氧化气体发生器中以生产燃料气的基本纯净的氧气（例如大于95摩尔%）是用一个常规空气分离装置（A.S.U.）制备的。关于典型的空气分离装置描述可参考Kirk-Othmer Encyclopedia of Chemical Technology，第三版第七卷，John Wiley & Sons，P229-231。
在氮气湿化器中，在约38-316℃（100-600°）范围内的温度，如在约135-204℃（275-400°F）的范围内，例如约149℃（300°F）及在约1480-3549KPa（200-500psig）范围内的压力如在约1997-2515KPa（275-350psig）的范围，例如约2101KPa（290psig）下使冷的干燥氮气与热的纯水接触。以约121-232℃（250-450°F）范围内的温度进入湿化器的水通过蒸发到氮气中而被冷却，并以约66-121℃（150-250°F）范围人的温度离开氮气湿化器。该湿化氮气流的水含量在约5-40摩尔%的范围内，如在约10-25摩尔%的范围，例如5摩尔%。其余的基本上是氮气。在一个优选的实施方案中，该氮气在氮气湿化器中用水饱和。从氮气湿化器底部出来的冷水通过泵入一系列热交换器中的一个而被再加热，并再循环到氮气湿化器中，该系列热交换器用来冷却以前在部分氧化气体发生器中在982-1649℃（1800-3000°F）范围内的温度产生的热的原燃料气。有利的是该原燃料气在流往酸性气体回收装置的途中被部分冷却，该酸性气体回收装置的操作温度取决于该酸性气体溶剂，可以在约-40-149℃（-40-300°F）的范围内。
水湿化氮气在约104-218℃（220-425°F）范围内的温度，例如约149℃（300°F）以及约1480-2170KPa（200-300psig）范围内的压力，例如约1928KPa（265psig）被独立地导入燃烧气轮机的燃烧室中。选择性地，该水湿化的氮气可以通过带有热流（例如蒸汽或在部分氧化气体发生器中产生的热的原燃料气）的间接式热交换器来预热。在约204-482℃（400-900°F）的范围的温度，如约399℃（750°F）及约1653-2342KPa（225-325psig）范围内的压力的空气被独立地导入该燃烧室。纯净的无硫燃料气产生的下游物流在约121-427℃（250-800°F）范围内的温度。如约149-260℃（300-500°F）的范围及约1653-2342KPa（225-325psig）范围内的压力被独立地导入燃烧室。燃烧室中水湿化氮气与纯净的无硫燃料气的体积比在约0.5-2.0，如约0.7-1.3的范围内，例如约为1。在约982-1427℃（1800-2600°F）范围内的温度，如约1260℃（2300°F）及约1308-1825KPa（175-250psig）的压力，如约1618KPa（220psig）下在燃烧室中发生完全燃烧。基本上没有NOx气体产生。x是约1-3的整数。按定义，术语“基本上没有”或“大大减少量的NOx气体”意指少于20份/百分（ppm）。如在16-10ppm的范围内，例如10ppm或更少。术语“和/或”在此按其普通意义使用，例如A和/或B意指A或B或者A和B。
在该烟道气中基本上不存在NOx气体。离开燃烧室的烟道气流作为工作流体流过一个发电膨胀气轮机。例如，通过一个变速驱动装置与膨胀气轮机的轴相连，由此可驱动至少一个发电机和至少一个涡轮压缩机运转。往该烟道气中加入补充量的水湿化氮气增加了该烟道气的质量流。烟道气离开膨胀气轮机的温度在约649-427℃（1200-800°F）的范围内，其中热量由一个常规的热回收蒸汽发生器（HRSG）回收。该冷却了的无毒烟道气然后可以作废气排放，而不会污染环境。
本发明的一个实施方案包括一个带有汽轮机的利用废热发电装置。锅炉供水通过HRSG中的盘旋管与被膨胀的烟道气进行间接发热交换。产生压力在约6996-13891KPa（1000-2000psig）范围内的蒸汽，并使该蒸汽作为工作流体流经膨胀气轮机。该膨胀气轮机驱动旋转机械或电力设备如压缩机、泵或发电机运转。被消耗的湿蒸汽导入冷凝管中被完全冷凝。将冷凝液与任何补给的锅炉供水混合，通过两个连续的热交换器泵回HRSG。例如，在第一个热交换器中，冷凝液与来自原燃料气清洗器的黑水蒸汽间接热交换，可被预热到约49-104℃（120-220°F）的温度范围内。在第二个热交换器中，冷凝液（在此仍指锅炉供水（BFW）），可以与前面所说的在该工艺中产生的并处在输往酸性气体回收装置途中的原燃料气流进行热交换，从而被预热到约66-149℃（150-300°F）的温度范围。
在本工艺中，通过气态或液态烃类燃烧或固体含碳燃料的水淤浆的部分氧化制得连续的热的燃料气流。该来自部分氧化气化器的热原燃料气通过水洗除去夹带的粒状物及烟垢，流经许多串联的间接热交换装置，其中原气流在此处被冷却到露点以下，脱水，并在酸性气体回收装置中处理而除去硫气体及任意的CO2。然后将纯净的无硫燃料气按以前所述那样独立地导入燃烧气轮机的燃烧室中。产生原燃烧气的部分氧化反应是众所周知的，该反应发生在一个气体自由流动的内空（unpacked）的无催化气体发生器中的耐火材料衬里的反应区。该气体发生器优选立式不锈钢压力容器，如附图所示的共同转让的美国专利No.4，525，176中所描述的。
范围较广的可燃性含碳有机物可以选择性地在一种温度调节气体的存在下在气体发生器中与氧气反应，从而产生原燃料气。
在这里用来描述各种适于作为部分氧化气体发生器的原料的术语烃类燃料是想要包括气态和/或液态烃类物料。实际上，任何可燃性含碳有机物或其淤浆基本上可以包含在术语“烃类”的范围内。合适的液态烃类原料包括液化石油气，石油馏出物和残余物，汽油，石脑油，煤油，原油，沥青，粗柴油，渣油，焦油砂和页岩油，煤馏油，芳香烃（如苯，甲苯，二甲苯馏分），煤焦油，来自碳化床催化裂化操作的循环气油，焦化粗柴油的糠醛抽提液，及它们的混合物。合适的气态烃类燃料包括甲烷、乙烷、丙烷、丁烷、戊烷、天然气、水煤气、焦炉气、炼油厂气、乙炔尾气，乙烯尾气，合成气，及它们的混合物。气态和液态料可以混合同时使用，可以以任何比例包含链烷化合物、烯属化合物、环烷化合物和芳香化合物。
包含在术语“烃类”的定义范围内的还有氧化的碳氢有机物，包括碳水化合物，纤维素质，醛类，有机酸，醇类，酮类，氧化燃料油，来自含氧化烃类有机物料的化学加工过程的废液及副产物，以及它们的混合物。
在这里用来描述各种原料的术语“固体含碳燃料”包括（1）可泵抽的固态含碳燃料的淤浆，如煤，颗粒碳，石油焦，浓缩的污泥，橡胶轮胎屑和塑料屑，及上面这些物质的混合物;（2）气-固悬浮物，如分散在一种温度调节气体或一种气态烃中的细磨的固态烃类燃料;和（3）气-液-固分散物，如雾化的液态烃类燃料或分散在一种温度调节气体中的水和颗粒碳。烃类和含碳燃料中含硫量在约0-10（重量）%的范围内，灰分含量在约0-15（重量）%的范围内。本工艺特别适用于含硫燃料。优选的实施方案提供了从原燃料气中除去含硫气体如H\H2S和COS及任意的CO2的方法。
可以选择性地使用一种温度调节剂来控制部分氧化气体发生器的反应区中的温度。合适的温度调节剂包括H2O，CO2，在本工艺中从使用下游物流的燃气轮机所排出的一部分冷却了的纯净烟道气，来自空气分离装置的副产物氮气，及上述温度调节剂的混合物。
一种常规的2，3，4气流燃烧器可用来在室温到121℃（250°F）范围内的温度向部分氧化气体发生器输入烃类燃料气流或固态含碳燃料的水淤浆，在约38-204℃（100-400°F）范围内的温度输入氧化流，在约38-260℃（100-500°F）范围内的温度输入温度调节剂气流。有关这些燃烧器的进一步信息可参考共同转让的美国专利No.3，743，606;3，874，592;和4，525，175。
原料流在无催化剂的情况下，在约982-1649℃（1800-3000°F）范围内的自生温度及约1013-18239KPa〔10-180绝对大气压（atm.abs.）〕范围内的压力在一个自由流动气体发生器的反应区发生部分氧化反应。在燃料气发生器中反应时间约为1-10秒。若假定稀有气体可忽略不计，则离开气体发生器的原流出燃料气的混合物具有以下组成（干气摩尔百分数）：CO15-57，H273-15，CO21.5-20，CH40.0-20，N20-1.0，H2S0-2.0，COS0-0.1。来自液态进料未反应的颗粒碳（以进料中碳的重量为基础）约为0.2-20（重量）%，而来自气态烃类进料的通常的可以忽略不计。原燃料气的燃烧热约为5589-11178KW/m3（150-300），例如7452KW/m3（200BTU每标准立方英尺（SCF））。
热的原料气通过立式气体发生器底部的中心出口离开，进入一个气体冷却器，在这里该燃料气被部分冷却到约260-399℃（500-750°F）范围的温度。夹在该原燃料气流的中的部分炉渣及颗粒物质沉降下来，例如进入该气体冷却器底部的水池中。含炉渣及颗粒物质的水定期通过通向活底料斗的底部出口排出。在共同转让的美国专利No.3，998，609;4，328，006;4，377，132和4，462，339中展示并描述了典型的对流和辐射冷却器。另外，离开气体发生器反应区的热的原燃料气可通过在盛入骤冷箱中的水中被骤冷而冷却。例如，在共同转让的美国专利No.4，801，307中展示并描述了一种通常沿中心纵向轴安装在气体发生器下面的骤冷箱。
在气体冷却器中在约232-371℃（450-700°F）范围内的温度产生了副产物气流，它可以用在本工艺的其它地方。例如，上述蒸气流可在用来发电的膨胀气轮机中用作工作流体，或驱动常规空气分离装置中的空气压缩机。离开气体冷却器的部分冷却的燃料气流进入一个气体净化区，通过它除去颗粒碳和任何其他夹带的固体。颗粒碳于水（例如黑水）中形成的淤浆可以在此净化区产生，并与固态含碳燃料混合，至少作为原料的一部分重新循环进入燃料气发生器。可以使用任何一种适合于从气流中除去悬浮固体的常规方法。在本发明的一个实施方案中，燃料气流被导入一个气-液清洗区中，用一种清洗液（如水）清洗之。一种合适的液-气盘式塔详细地描述于Perry的Chemical Engineers′ Handbook，第四版，McGraw-Hill，1963，P18-3-5中。还可以参考共同转让的美国专利No.3，232，728中的气体清洗器。
于是，通过将燃料，气流由下到上通过一个清洗塔，与由上到下流动的一种合适的清洗液或颗粒碳与清洗液形成的稀释混合物直接接触并形成逆流，颗粒碳可以从燃料气中除去。颗粒碳和清洗液的淤浆液从塔底除去，并送入一个碳分离或浓缩区中。这可通过任何一种合适的常规方法如过滤，离心分离，比重沉降澄清，或正如共同转让的美国专利No.2，992，906中所描述的液态烃萃取来完成。纯净的清洗液或清洗液与颗粒碳的稀释混合物可被重新循环到塔顶以清洗更多的燃料气。
其它合适的常规的气体冷却和净化流程可与上述清洗塔结合使用或代替清洗塔。例如，燃料气流可以利用一个浸管装置而被导入骤冷降清洗池的液面下。或者，该燃料气流可以通过一组清洗步骤，包括孔型清洗器或文丘里型或喷嘴型清洗器，如共同转让的美国专利No.3，749，377中所展示的。
使用气态烃类燃料如天然气或甲烷基本上无颗粒碳产生。在这种情况下，上述气体清楚步骤可以省略。
纯净的原燃料气离开气体清洗器时的温度在约149-232℃（300-450°F）的范围内，其显热的回收是通过串联的多元（例如2-5）间接热交换器来逐步进行。燃料气在每个热交换器中冷却到露点以下。与热交换器相连的分离鼓收集冷凝下来的水。在一个优选的实施方案A中，两个原燃料气冷却器与一个干净的无硫燃料气膨胀骤冷器串联使用。这样安装使回收到干净时无硫燃料气中的热量达到最大，因为膨胀骤冷器使两个原燃料气冷却器之间的干净的无硫燃料气冷却下来。在实施方案A中，来自清洗器的清洗过的燃料气在第一个间接热交换器中被冷却到约177-260℃（350-500°F）范围内的温度。接下来在第二个间接发热交换器中被冷却到约149-232℃（300-450°F）范围内的温度，并低于其露点。在第一个分离鼓中收集冷凝下来的水，并重新循环到气体清洗器中作清洗液的一部分。这样，正如在附图中所示的，来自酸性气体回收装置的干净的无硫燃料气，（1）进入第二个热交换器，例如Ref，No.55，作为冷却剂，其温度为约38-66℃（100-150°F）的范围内，压力在约2859-6996KPa（400-1000psig）的范围内，（2）从原燃料气吸收热量，并以大约93-204℃（200-400°F）的温度离开，（3）进入一个发电膨胀气轮机，此时其压力减至约1825-2515KPa（250-350psig），（4）进入第一个热交换器，通过与原燃料气的间接热交换而被加热，并以约121-204℃（250-400°F）的温度离开，和（5）独立地进入燃烧气轮机的燃烧室。
在另一个实施方案B中，来自气体清洗器的干净的原燃料气流绕过上述第一和第二间接热交换器。在这种情况下，来自酸性气体回收装置的干净的无硫燃料气流在独立地将燃料气导入上述主燃烧气轮机的燃烧室之前通过一个膨胀阀使压力降到约1825-2515KPa（250-350psig），例如约2170KPa（300psig）。如果干净的无硫燃料气流的温度太低，可以在导入燃烧室之前把它加热到较高温度。接着，使实施方案B中得到的温度在约177-260℃（350-500°F）的范围内的原燃料气或实施方案A中得到的温度在约121-204℃（250-400°F）的范围内的原燃料气通过第三个热交换器，与来自氮气湿化器的冷水进行间接热交换。该冷水以约66-121℃（150-250°F）的温度进入第三个热交换器中，离开时温度为约121-232℃（250-450°F）。
在燃料气在第三个热交换器中被冷却到约204-93℃（400-200°F）范围内的温度，低于其露点。冷凝水在第二个分离鼓中收集。然后使原燃料气通过第四个热交换器，如以前所述与来自蒸汽共生装置的冷凝液间接热交换，这样被冷却到约121-66℃（250-150°F）范围内的温度。在第二个分流鼓中收集冷凝的水。另外，原燃料气流也可绕过该第四热交换器和第三分离鼓。通过与冷水在第五热交换器中进行间接热交换，原燃料气被冷却至约49-38℃（250-100°F）范围内的温度，低于其露点。在第四分离鼓中收集冷凝的水。将从四个分离鼓得到的水送到一个水纯化装置。
冷却了的原燃料气进入一个常规的酸性气体回收装置，在那里H2S和COS及任意的全部或部分CO2被除去。另外，如果任何其它气态杂质存在于该原燃料气流中，此时也可被选择性地被除去。
在该酸性气体回收装置中，可使用合适的常规方法，包括冷冻和用溶剂如甲醇，正甲基吡咯烷酮、三乙醇胺，碳酸丙烯酯，或另外用胺类或热碳酸钾的物理或化学吸收法。包含H2S和COS的溶剂可通过闪蒸和用氮气解吸或另外通过不使用惰性气体在减压下加热和回流而再生。然后用一种合适的方法将H2S和COS转变成硫。例如，Claus方法可以用来从H2S制备单质硫，这在Kirk-Othmer Ency-clopedia of Chemical Technology，第二版，第19卷，Tohn Wiley，1969，P353中有描述。
通过参考详细展示前面所描述的工艺的示意附图可以更完全地理解本发明。尽管这些附图表征了本发明工艺的一个优选实施方案，但并不想要把所表征的该连续工艺局限于所描述的特殊装置或原料。
参照附图，自由流动时，无催化的耐火材料衬里的燃料气发生器1（如前所述）上游装备有轴向排列的凸出的入口2，下游装备有轴向排列的凸出的出口3。入口2上装有环形燃烧器4，该燃烧器内有一个与气体发生器1同轴排列的中心通道5。中心通道5的上游端6与管道7中的基本上纯净的氧气相连。管道8中的空气在一个常规空气分离装置9中被分离成管道7中的基本纯净的氧气和管道10中的干燥氮气。管道11中的一种可泵抽的固态含碳燃料的水淤浆通过燃烧器4的入口15，再往下通过同心的环形通道16。这两股从燃烧器4的下游底端来的原料流相互碰撞，雾化并在反应区17中发生部分氧化反应，从而产生燃料气。
常规的辐射式冷却器18包括：上游中心凸出入口19;下游中心凸出出口20;垂直水管环形凸出入口22，通过入口22管道23中的锅炉供水被导入水管环形凸出出口24的底部，而通过该出口24的蒸汽取道管道25从圆柱形水管环的顶端离开;凸出的出口26，通过该出口冷却了的燃料气从管道27离开。燃料气发生器1中的凸出出口3和辐射式冷却器18中的凸出入口19沿发生器1和冷却器18的中心轴相连接。在反应区17中产生的燃料气自由流下来，通过一圆柱形耐火材料衬里的连接通道，与由下到上通过管环的锅炉供水发生间接辐射热交换而被冷却。挡板29将部分冷却的燃料气经出口26导出。炉渣和烟灰在冷却水池30中收集，该水被导入辐射式冷却器18的底部。使用一个常规的活底料斗（未示出）定期将炉渣、烟灰和水通过出口20，管道31，阀门32和管道33排出。
管道27中的部分冷却的原燃料气在普通的气体清洗器40中被清洗干净，洗去了夹带的颗粒碳。燃料气通过入口41进入气体清洗器40，在那里与通过入口42进入的清洗水直接接触。该清洗水包括来自管道43的冷凝液。洗净的气体通过出口44和管道45流出。黑水（如水和颗粒碳的淤浆）从底部出口46和管道47流出，并用来生产管道11中的固态含碳燃料的水淤浆。
管道45中的干净的部分冷却的原燃料气被冷却到露点以下。在一个优选的方式中，支管49中的阀门48关闭，管道51中的阀门50打开，该净化的部分冷却了的燃料气流流过管道52，进入直接热交换器53，管道54，间接热交换器55，管道56，分离鼓57，管道58，开通阀59，管道60和92，间接热交换器93，管道94和分离鼓95。收集在分离鼓57中的冷凝水通过管道61，开通阀62，管道63和43，入口42，进入清洗塔40。必要时，补充的清洗水可经管道64导入，通常关闭阀门65和管道66。在热交换器53和55中的冷却剂是经管道68从酸性气体回收装置67的下游流出的干净的无硫燃料气。优选地，管道76中的阀门75关闭，管道78中的阀门77开通，管道68中的燃料气流经管道78，阀门77，管道79，热交换器55，管道80，和膨胀气轮机81，该膨胀气轮机驱动轴88和发电机82运转。经管道83离开气轮机81的膨胀了的干净的无硫冷却的燃料气在间接热交换器53中被加热，然后流过管道84，开通阀85和管道86和87，进入燃烧室90。在一个实施方案中，阀门77和85关闭，干净的无硫燃料气流经管道76，膨胀阀75和管道74及87，进入燃烧到90。任意地，当燃烧前需要额外热量时，管道87中的干净的无硫燃料气可以在一个气体加热室或一个间接热交换区（未示出）中被加热。在一个实施方案中，管道45中的清洗过的燃料气绕过热交换器53和55。在这种情况下，关闭阀门50和59，开通阀门48，管道45中的燃料气流经管道49，阀门48，管道91和92，间接热交换器93，在这里燃料气被冷却到露点以下，再经过管道94和分离鼓95。
热交换器93中的冷却剂是由管道96进入并由管道97离开的水。管道97中的热水从接近氮气湿化器100的顶部导入，并收集在底部的水池101中。干燥的氮气经管道10进入氮气湿化器100的底部，并通过水池101鼓泡，再以水湿化氮气或水饱和氮气的形式从顶部的管道102离开。在湿化器100中蒸发的水冷却在底部经管道103和104离开的水。泵105使水在连接热交换器93和氮气湿化器100的冷却剂回路中循环。补充的水经由管道106，阀门107和管道108导入上述回路。关闭管道116中的阀门115，将管道102中的饱和氮气经管道117，开通阀118，管道119和管道120导入燃烧室90。另外，管道102中的水湿化氮气可以在导入燃烧室90以前被预热。例如，在一个实施方案中，关闭阀门118，开通阀门115，水湿化氮气依次流经管道102和116，阀门115，管道121，间接热交换器122，和管道123及120。在热交换器122中的热流体可是以本工艺得到的蒸汽，例如来自管道25的蒸汽。该热流体经管道124进入，由管道125流出。在一个实施方案中，位于管道27中的一个间接热交换器（未示出）可以装有一个冷却剂回路，该冷却回路把热交换流体导入热交换器122中，加热水饱和的氮气。冷却了的热交换流体然后返回管道27中的间接热交换器（未示出）。
管道126中的基本上干燥的单独的空气流被导入燃烧室90。在来自管道120中的单独的湿化氮气流的存在下，单独的干净的无硫燃料气在燃烧室90中完全燃烧。经管道127离开燃烧室90的湿化氮气增强的烟道气流作为工作流体流经膨胀气轮机128。由膨胀气轮机128在轴杆130上驱动发电机129。管道131中的热的膨胀了的烟道气流经热回收蒸汽发生器132（HRSG），在这里来自烟道气的热量通过与一个或多个冷流进行间接热交换而被回收。冷却了的烟道气然后经管道133排放。在一个实施方案中，管道140中的锅炉供水通过HRSG132中的螺旋管141进行间接热交换，从而转变成蒸汽。管道142中的蒸汽作为工作流体流经膨胀气轮机143。从而由膨胀气轮机143在轴145上驱动发电机144。管道146中的蒸汽和冷凝液的混合物流入热交换器194，蒸汽与由管道200进入并从管道201流出的冷水进行间接热交换而被完全冷凝。补充的水经管道209，阀门210和管道211进入热交换器194。然后将冷凝液与补充的水经管道196，冷凝泵197和管道198导入热交换器并加热。闪蒸气（如H2O，NH3，H2S）在分离鼓147中从热的黑水中分离出来。它们由管道205流进热交换器199，在这里它们通过加热蒸汽轮机的冷凝液和来自管道198的补充液而被冷凝。冷凝的黑水蒸汽然后经管道206送去进一步处理和纯化。由管道149离开热交换器199的加热过的蒸汽冷凝液和补充水在热交换器170中被进一步加热。管道195中的加热过的冷凝液通过管道140被导入HRSG中。黑水经管道148离开分离鼓147，并被送入一个常规的碳回收装置。
部分冷却的燃料气流从分离鼓95顶部的管道110流出。在一个实施方案中，并闭阀门163和174，打开阀门113，管道110中的燃料气流流过管道160，161和162。在另一个实施方案中，燃料气流需进一步冷却，关闭阀门113，打开阀门163和174，管道110中的燃料气依次流经管道165，阀门163，管道166和间接热交换器170，在热交换器170中燃料气流被冷却到露点以下。用于热交换器170中的冷却剂是来自管道149的冷凝液。湿的燃料气经过管道171进入分离鼓172，在此处分离出水。然后燃料气流经管道173，阀门174，管道175，管道162和热交换器177，在热交换器177中燃料气被冷却到露点以下。在间接热交换器177中的冷却剂是冷水，经管道178进入并从管道179流出。管道180中的湿气体流入分离鼓181而被分离出水。干燥的燃料气从顶部的管道182流出，并被导入一个普通的酸性气体回收装置67，在这里含硫气体如H2S和/或COS被除去。任意地，至少气流中的一部分CO2也可在酸性气体回收装置67中被除出。在一个实施方案中，管道68中的干净的无硫燃料气按前面所述那样经管道76，开通阀75和管道74及87而被导入燃烧室90。在分离鼓95，172和181中收集的水冷凝液分别经管道185-187;188，186和187;和190及187导入一个普通的水纯化装置，该装置可带有一个氨洗脱塔。然后将纯化的冷凝液返送回系统作为锅炉供给水，以产生蒸汽。
本发明的工艺已一般性地和通过实施例作了描述，这些实施例可参考液态和气态烃类的及固态含碳的原料，以及特殊成分的清洗液，它们的目的只在于说明该工艺并使之更清楚。从上所述，本技术领域的熟练人员将明白，在不脱离本发明的精神的前提下，对本文所述的工艺和原料（raw matenal）可作各种改进。