CN101160375A - 用于生产合成烃化合物的系统、方法及组合物 - Google Patents

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Abstract

一种用于生产烃化合物或燃料的方法及系统，所述方法及系统再循环烃化合物燃烧的产物—二氧化碳或一氧化碳、或两者和水。用于再循环的能量是电，其优选地来自非化石基燃料，比如来自核燃料或来自可再生能。所述方法包括下述步骤：电解水，然后使用氢将外部供应的二氧化碳还原成一氧化碳，随后在费－托反应器中与任何外部供应的一氧化碳及氢一起使用如此产生的一氧化碳，以在上游提质处理至期望规格的燃料—例如汽油、喷气燃料、煤油、柴油燃料及其它。在这些方法的某些过程中所释放的能量为其它方法所使用。使用绝热温度变化和等温压力变化来进行气体处理和分离，并使用配电管线和热量分配管线将大量所需能量进行内部再循环。将工作流体的相变用于热量分配管线以提高能量效率。在本发明中，当二氧化碳转化成一氧化碳时，最终使用的电能低于如此产生的烃化合物燃烧的高热值的量的1.4倍，并且当使用一氧化碳作为能源时最终使用的电能低于如此产生的烃化合物燃烧的高热值的量的0.84倍。

Description

用于生产合成烃化合物的系统、方法及组合物
相关的美国申请资料
本申请要求2005年3月16日提交的美国临时申请第60/661,923号与2005年5月6日提交的美国临时申请第60/678,174号的权益，此处通过引用将两者引入。
技术领域
本发明大体上涉及烃化合物生产领域，并且更具体地，涉及生产烃化合物燃料的能量有效方法及系统。在一个优选的实施方式中，本发明涉及将电能转化成烃化合物燃料的设备和方法，所述烃化合物燃料尤其例如汽油、煤油、喷气燃料和柴油，并且所述烃化合物燃料通过再循环燃烧产物-二氧化碳和水进行生产。
背景技术
虽然关于开发合成烃燃料的构想已经讨论了至少30年，但是由于化石燃料的可得性、易于生产、运输和处理使得不需要生产烃燃料。然而，由于许多因素使得全世界的化石燃料市场正在发生变化，这些因素包括世界能源需求的稳步增长、石油生产区域生产密集度的增加以及石油依赖国对于能量供应重要性的强调增加。
使用化石燃料存在下述几个不利之处。首先，可利用的化石燃料量有限，其一经使用就不能再生。此外，由化石燃料制成的烃燃料可含有大量不希望的硫、氮和芳香化合物。当这些燃料燃烧时，硫、氮和颗粒物释放入空气中，其导致酸雨和烟雾的形成。最近，关注的焦点在于由化石燃料燃烧的二氧化碳排放为全球变暖的成因。
存在几种用于直接氢化诸如一氧化碳或二氧化碳气体以生产烃燃料的成熟方法。最成功的一种方法由Franz Fischer和Hans Tropsch于1920年在德国开发的。
1938年，早期的德国工厂使用费-托法每年生产约5百万桶的柴油和汽油，该费-托法使一氧化碳与氢经催化剂反应而产生液态烃和水。这种方法和其它方法的问题在于它们使用了诸如煤或天然气的化石燃料来生产一氧化碳。此类化石燃料作为最初原料的使用伴有多种与化石燃料生产相同的不足之处，例如有限的供应和排放。
因此，可以看到长期需要一种将燃烧产物再循环成烃化合物燃料的生产系统。本发明主要涉及用于制备烃化合物的重在节能的这样一种系统及其方法。
发明内容
本发明包括用于生产合成烃化合物、特别是可以作为燃料使用的烃化合物的系统、方法及组合物。通常，将碳氧化物、一氧化碳或二氧化碳转化成一种或多种含有碳和氢的烃化合物，所述烃化合物包括但不限于柴油、汽油、喷气燃料、液化石油气或存在于天然气中的化合物。一种特定的方法包括下述步骤：使用电形成氢气流，并且在来自所述氢气流的至少一部分氢存在下，将存在于一氧化碳流中的至少一部分一氧化碳转化成烃化合物。
在有二氧化碳输入的系统的一个优选实施方式中，将二氧化碳转化成高热值的输出烃化合物燃烧能量所需的电能输入量在1.4和1.1之间的范围。在有一氧化碳输入(由此消除对于二氧化碳转化成一氧化碳的需求)的系统的另一个优选实施方式中，转化一氧化碳所需的外部电能是在烃化合物的高热值的0.64和0.84之间。换言之，在本发明的一个实施方式中，使用二氧化碳作为输入，将需要比所产生的烃化合物燃烧的高热值更多的电能。在本发明的另一个实施方式中，使用一氧化碳作为输入，将需要比所产生的烃化合物燃烧的高热值更少的电能。
根据本发明的一方面，在可获得足够的电能、一氧化碳和/或二氧化碳的情况下，有可能在一个装置内每天生产五十万加仑的燃料或者甚至更多。
本发明的一方面包括系统和方法，所述系统和方法包括电解器和费-托反应器，并且在某些实施方式中，还包括用于生产烃化合物的逆向水煤气变换反应器。本发明包括用于生产烃化合物的方法和系统，所述方法和系统包括下述步骤：在至少一部分氢气流存在下，将包括但不限于一氧化碳的碳氧化物中的一种的至少一部分经费-托法转化成烃化合物；和将来自费-托法的至少一部分过量热量转移至所述方法或系统中的其它过程步骤中的一个、转移至需要能量的方法或系统的一部分、或者转移至系统中的其它的单元中的一个，例如转移至电解器或逆向水煤气变换反应器。
在本发明中，有多处均需要由气体混合物中分离出某些气体，或者例如，必须改变气体参数如温度和压力，以使这其中之一或两者与上游或下游过程相兼容。在本发明中，这些针对气体的分离或改变耗费了大量的能量。本发明的新颖方面在于在本发明中可以进行能量转移使其满足气体分离和改变的能量需求。
本发明的一个优势在于其能量有效的气体处理。通常具有两种用于气体处理的能量有效的热力学方法。第一种是当所有外功转化为气体能量或者由气体能量转化时的绝热方法。第二种是当所有外功转化为热量或由热量得到时的等温方法。通过电分配管线再循环外功以及通过几条热量分配管线再循环热量来充分降低气体处理中的能量损耗。还可以通过使用热量分配管线中工作流体的相变来接受或传递热能从而有助于这一点。
本发明包括系统和方法，所述系统和方法提供生产多种烃化合物如用于不同燃料的化合物以及在生产一种或多种具体类型的烃燃料过程中的控制程度的能力，这在当前可用于制备合成燃料的方法中还未发现。当结合附图阅读下述说明书，本发明这些和其它的目的、特征和优点将变得更加明显。
附图说明
图1-4描述根据优选实施方式的本发明的整体高级系统。
图5-6描述结合图1-4系统的本发明的优选实施方式。
图7给出本发明能量分配管线的不同配置。
图8给出根据本发明一个优选实施方式的RWGS反应器亚组件的操作原理。
图9描述根据本发明一个优选实施方式的具有二氧化碳再循环的三级RWGS反应器。
图10给出根据本发明一个优选实施方式的具有加热器的RWGS反应器。
图11给出根据本发明一个优选实施方式的FT反应器亚组件的操作原理。
图12给出根据本发明一个优选实施方式的二级FT反应器。
图13描述根据本发明一个优选实施方式的具有水冷器的FT反应器。
图14给出根据一个优选实施方式的本发明电解器池的氢单元的一部分。
图15描述根据一个优选实施方式的向本发明电解器供应电力的实施例。
图16描述相位移变压器的不同绕组布置。
图17是根据本发明一个优选实施方式的电解器的电压图。
图18给出根据本发明一个优选实施方式的燃料后处理器系统。
图19描述根据本发明一个优选实施方式的燃烧系统。
图20描述能量有效的电-机械气体分离方法的流程图。
图21给出根据本发明一个优选实施方式的绝热机。
图22给出根据本发明一个优选实施方式的等温气体混合物压力变换器。
图23描述根据本发明一个优选实施方式的组合式冷凝器和蒸发器。
图24描述根据本发明一个优选实施方式的电能分配和再循环管线。
图25-26描述根据本发明一个优选实施方式的热量分配和再循环管线。
图27给出根据本发明一个优选实施方式的用于FT反应器的冷却回路。
图28给出根据本发明一个优选实施方式的电解器的蒸汽/水进料。
图29给出根据本发明一个优选实施方式的RWGS亚组件的主要回路控制。
图30给出根据本发明一个优选实施方式的FT亚组件的主要回路控制。
图31给出根据本发明一个优选实施方式的RWGS亚组件的氢气供应控制。
图32给出根据本发明一个优选实施方式的FT亚组件的氢气供应控制。
具体实施方式
本发明包括用于制备烃化合物的系统、方法和组合物。烃燃料比如煤、天然气、液化石油气、乙醇、甲醇、汽油、煤油、柴油及其它已知燃料的完全燃烧主要产生两种基本的物质-二氧化碳和水。当燃烧此类燃料时，主要的反应如下：
CnH2n+2+(n+(2n+2)/2)*O2→燃烧的能量(高热值)+
n*CO2+(2n+2)/2*H2O(水)   (1)
例如，对于平均值n＝10，产生的水比产生的二氧化碳多10％摩尔。在使用的氧的总摩尔数等于1.55摩尔，其为用于碳的氧化的1摩尔和用于氢的氧化的0.5摩尔外加10％的和。如此处所用，“高热值”(HHV)是指当所有的燃烧产物在冷却至燃烧之前的温度并且在燃烧过程中形成的水蒸汽冷凝时单位量燃料完全燃烧所产生的热量。
在此处描述的本发明中，燃烧的产物-碳氧化物和氢重新结合成烃化合物，所述烃化合物的例子如运输用燃料，包括但不限于柴油和汽油。还有可能将碳氧化物和氢重新结合成其它的化合物和组合物，比如天然气或液化石油气。如此处所用，烃化合物包括可以作为能源如燃料使用的烃化合物。
可以使用费-托法生产烃化合物。在这种方法和系统的这一部分中，一氧化碳(CO)和氢理想地如下反应：
CO+2H2→(-CH2-)+H2O    (2)
其中(-CH2-)是用于聚合成较长碳链的构成单元。这种聚合作用的主要产物是直链烷烃CnH2n，在末端加上两个氢原子得到任何链。在该反应中，1个氢分子用于形成烃，在末端加上约10％的氢获得完整的链，以及另一个氢分子用于将一氧化碳还原成碳。
有多种由二氧化碳生产一氧化碳的方法。其中一种方法是称为逆向水煤气变换反应(RWGS)的化学方法。该反应如下：
CO2+H2CO+H2O                     (3)
在该反应中，需要氢分子来使二氧化碳还原成一氧化碳。
对于此处给出的反应，使用每1摩尔二氧化碳1.1+1+1＝3.1摩尔氢的比以便产生烃化合物。如果将水作为氢源，则可如下进行计算：
外部供应的水            1.1*H2O+
来自RWGS反应的水        H2O+    (4)
来自费托反应的水        H2O+
用于水电解的电能        ＝3.1*H2+3.1/2*O2
在理想的状态下，释放的氧气量与燃烧所消耗的氧气量相同，从而完成了再循环过程。在此处教导的方法和系统中，所使用的全部或部分水也可以为外部来源。可以使用多种方法来由水产生氢，例如，可以使用水电解来产生氢，可以使用光合作用来产生氢，也可以对水进行加热来产生氢。在优选的实施方式中选择水电解，而其它产生氢的方法也为本领域技术人员已知并且为本发明所考虑。
本发明的一方面包括系统和方法，所述系统和方法优选包括电解器、逆向水煤气变换反应器以及费-托反应器用于产生烃化合物。本发明包括用于产生烃化合物的方法和系统，所述方法和系统包括下述步骤：在至少一部分氢气流存在下，将碳氧化物(包括但不限于一氧化碳)中的一种的至少一部分经费-托法转化成一种或多种烃化合物，并且将来自费-托法的至少一部分过量热能转移至所述方法中需要能量的其它过程步骤中的一个，或者转移至所述系统中的其它单元中的一个，例如电解器或逆向水煤气变换反应器。
可以使用电解器将水分离成氢气流和氧气流。
该方法可进一步包括转化碳氧化物，所说的碳氧化物包括二氧化碳。这一转化一种或多种碳氧化物的步骤可以包括在逆向水煤气变换(RWGS)过程中转化二氧化碳。CO2的转化在氢存在下进行，并且氢可由来自电解器的氢气流的至少一部分氢提供。可以通过本领域技术人员已知的任何方法来实现二氧化碳到一氧化碳的转化，并且这样的方法为本发明所考虑。
可以从任何的来源提供用于本发明的一氧化碳流，例如，所述来源可以是来自独立于本发明并在本发明之外的来源的一氧化碳流。一氧化碳的第二种来源是将二氧化碳转化成尤其是一氧化碳的任选反应过程的排出物流的一部分。用于该过程的二氧化碳流可以来自例如本发明之外来源的二氧化碳废气。
费-托法的排出物可以经受提质处理，从而将烃系列提质处理成期望的烃组合物，比如各种液态燃料。如此处所用，“提质处理(upgrading)”、“后处理(post-processing)”和“精制(refining)”或“提质处理(upgrade)”、“后处理(post-process)”和“精制(refine)”可互换使用，并且指通过化学或物理性能来分离、隔离、纯化或以某种方式如分馏来区分费-托反应器内合成反应所提供的各种烃化合物，并且将所述化合物转化成可用于其它方法的产物或原料。转化方法的实例包括但不限于低聚作用、加氢裂解、异构化作用、芳构化、氢化作用、加氢异构化和烷基化。
如此处所用，“C3化合物”指具有三个碳原子的化合物。例如，丙烷为C3烃化合物。
如此处所用，“C4化合物”指具有四个碳原子的化合物。例如，丁烷为C4烃化合物。
如此处所用，“C5+化合物”指具有五个或更多碳原子的化合物。例如己烷、辛烷和诸如苯的化合物为C5+烃化合物。
在本发明的一个实施方式中，描述了由燃料燃烧的产物(碳氧化物)产生烃化合物的系统和方法，并且所述系统和方法包括：将一定量的电，比如来自原子核反应堆的电，提供给使用一部分所述电量来由水形成氢气流的装置；和在至少一部分来自氢气流的氢存在下，使至少一部分燃料燃烧产物、二氧化碳和一氧化碳发生反应以形成烃化合物；其中通过将不同过程中消耗和释放的能量进行再循环而使电能的应用最小化。
在一个优选的实施方式中，当本发明的方法和系统将二氧化碳作为碳氧化物使用时，该方法和系统将输入的电能转化成范围在1.4和1.1之间的输出烃化合物燃烧能量的高热值，和当该方法和系统将一氧化碳作为碳氧化物使用时，该方法和系统将输入的电能转化成范围在0.64和0.84之间的输出烃化合物燃烧能量的高热值，或不存在二氧化碳到一氧化碳的转化。
在本发明的一个实施方式中，使用电将二氧化碳和/或一氧化碳和水转化成含有碳和氢的烃化合物，其中使用水电解器向转化过程供应氢。可以由外部向该过程供应二氧化碳，并且将其转化成本发明方法和系统进一步使用的一氧化碳。也可以由外部向该过程供应一氧化碳，还可以供应碳氧化物的混合物。
本发明的系统、方法和装置可以包括多个子系统，每个子系统有助于提高整个方法、系统或装置的总效率和生产率。例如，本发明可以包括电能来源、电解器、RWGS反应器、FT反应器和后处理装置。
在本发明的一个实施方式中，具有原子核反应堆的热量产生的电能来源。一个实例是快中子增殖反应堆。这种反应堆产生需要再处理的核废物时可以被重置，并且随后可以在再处理装置中对其原子核进行再处理。这具有下述优势：将全世界铀储量的能量输出扩大至接近大约25倍。在为期五年的典型再处理间隔里，大量的初始燃料向本发明提供动力直到物理装置的使用寿命结束。替代地，可以通过原子核反应堆废物热转化、热化学方法或其它来源提供能量，包括非化石燃料的电力，例如氢、日光、海浪、风、潮汐或气流以及这些来源的任何组合。
可以使用电能来电解水产生氢和氧。在某些实施方式中，电解器需要大量的热来操作。这种用于操作的热和水一起可以由装置中其它地方产生的蒸汽提供。
虽然可以通过使用电极常规电解水来产生氢，但是也可以采用其它的方法，包括水的热解(例如使用来自原子核反应堆的废热)、热化学方法和这些方法的组合。电解器中产生的氧可以在装置外部使用。
电解水产生氢的方法优选包括电解器，所述电解器包括平均操作温度超过100℃或超过130℃的双极性电极和池，其中池内压力超过10bar或超过20bar。其它的实施方式包括超过3,000A/m2的电流密度、具有超过60V电压的池组和/或使用AC至DC电压整流器以使输出电压波动低于3％。
电解器内产生的氢在所述装置中具有许多用途。其中，可以在RWGS反应器里一起使用氢和二氧化碳以产生一氧化碳与氢的混合物即合成气。
用于本发明方法的二氧化碳来源是作为副产物排放碳氧化物如二氧化碳或一氧化碳的装置，特别是需要减少碳氧化物排放的装置的。此类装置的实例包括用来生产钢的高炉以及使用煤或气体发电的化石燃料发电装置。可以通过任何方法提供二氧化碳、一氧化碳或碳氧化物或它们的混合物，包括但不限于从任何来源外部提供的。
一种将二氧化碳转化成一氧化碳的方法是通过使用RWGS反应器。本发明的一个方面包括方法和系统，其中将二氧化碳与氢供应至RWGS反应器，并且二氧化碳基本上完全转化成一氧化碳，例如，转化率超过70％，更优选超过80％，甚至更优选超过90％。RWGS反应器的输出或排出气流包括H2/CO比例在0和3之间的一氧化碳和氢。此外，还包括在输出部位分离一部分二氧化碳并且将二氧化碳再循环至输入部位的装置。其它优选的实施方式可以包括：350-500℃之间的操作温度，通过冷凝提供蒸汽分离，并且可以依次串联连接一个以上的反应器。实施方式可以包括串联连接的RWGS反应器之间蒸汽的中间分离。
作为RWGS反应器操作的副产物形成的水可向电解器供料。
将排出的合成气由RWGS反应器供料至FT反应器，所述合成气通常是一氧化碳和氢与一些残留二氧化碳的混合物。根据FT反应器的期望输出需求，可以将另外的氢加至合成气，或者加至一氧化碳。也有可能使用一氧化碳，比如来自现有工业生产方法的一氧化碳废气，并且将此一氧化碳与氢进行组合来替代由RWGS反应器产生的合成气气流，或者除RWGS反应器产生的合成气气流之外还将此一氧化碳与氢进行组合。本发明各方面的装置包括使用一氧化碳而无需将二氧化碳转化成一氧化碳的中间步骤的方法，从而省去了RWGS过程。
本发明的FT单元可以包括多于一个的FT反应器，所述FT反应器主要以期望的比率将一氧化碳与氢转化成烃化合物，例如，转化率超过70％，更优选超过80％，甚至更优选超过90％。在本发明中，这些方法和系统提供了在基本等温条件下除去反应热。此外，如控制氢的供应以使甲烷和乙烷的产量最小化。其它的实施方式包括提供使用由温度和压力两者变化引起的冷凝来分离输出的蒸汽和气态烃，以及包括依次或串联连接多于一个的FT反应器，或者具有于基本上不同温度和相关操作条件下操作多于一个的反应器。
用于FT反应的催化剂可以是：金属，如铁、钴、镍及它们的组合；金属氧化物，如氧化铁、氧化钴、氧化镍、氧化钌及它们的组合；负载型材料，如氧化铝或沸石；负载金属、混合的金属、金属氧化物、混合的金属氧化物；和这些催化剂的组合，以及本领域技术人员已知的其它催化剂。
FT反应器的主要输出物是烃化合物与水副产物的混合物，该水副产物可以具有多种用途，比如可供料至电解器。FT反应器大量放热，并且可以通过多种方式来使用所述热量。例如，至少一部分热量可以通过将水流转化成蒸汽而除去，随后如果需要可以将蒸汽供料至电解器。
可以将流出FT反应器的烃化合物的混合物供料至后处理装置，所述后处理装置可以与现有的烃燃料精制设备相似，或者由于不需要除去硫或氮化合物而在许多方面比现有的烃燃料精制设备更简单。在这种后处理精制过程中可以使用一定量的氢化合物，以获得含有可燃化合物的组合物。这样的组合物可以作为燃料使用。
当进行后处理时，即可提供期望的运输级别的燃料组合物，其可以包括减少或者甚至消除车辆对后处理需求的组合物的高辛烷值汽油和柴油。由本方法产生的燃料组合物克服了原油处理的固有缺点，即这些组合物无硫含量、无氮含量和无芳香族含量。但是，这些组合物具有高容量和高重量的能量密度、对热氧化过程极佳的耐受力、防火(即这些组合物很难点燃)以及优良的低温性能。
本系统还提供了使用分离器对气体混合物中的气体进行分离的方法，如换热器和压缩机/膨胀器的新颖并富于创造性的组合。该系统可以包括压缩机或膨胀器的使用，以通过加热或冷却调节气体混合物用于冷凝混合物中所选的气体，其中使用膨胀器和压缩机调节气体混合物达到期望的温度。该系统可以使用换热器以便冷凝或蒸发所选的气体，其中使冷却流体适当地相变成该流体的蒸气或蒸汽。其它的实施方式包括用于加热或冷却的工作流体的相变和气体压缩或膨胀。可以使用热机，例如使用压缩机的热泵，来将热量由低温区转移至高温区，并且可以利用具有膨胀器发电机(发电)的热量去除器。
本发明提供了能量有效的系统，所述系统使用能量，例如使用电能，将包括二氧化碳和一氧化碳的碳氧化物与水以生产规模转化成烃燃料。本发明的系统还包括将内部残留的热量用于发电，其中产生的电用于将二氧化碳、一氧化碳和水转化成烃燃料。系统也可包括用于调节和分离气体混合物组分的压缩机和膨胀器。
本发明进一步引入一个或多个子系统，所述子系统的功能包括：在系统的组件之间传递热量或蒸汽、直接地或通过转化成电能而将热量由FT反应器传递至电解器、供料来自FT反应器的反应蒸汽以用于电解器中的冷凝、通过使用热量并经使用热交换方法将来自FT反应器的热量进行传递以用于整个系统、和相关的输入/输出气体处理一起将热量由FT反应器传递至RWGS反应器、加热来自RWGS反应器和/或FT反应器的反应水以在电解器中使用，并将热量供给气液相转化以用于冷却和加热工艺气体和液体。
本发明还包括将具有发电机的气体膨胀器和具有电动机的气体压缩机用于接收和供给电能，即进行再循环，从而显著减少装置中使用的全部能量。
如图1所示的本发明实际上包括本发明的方法100，本发明的方法100是一种使用电力作为能量输入E的将一种或多种碳氧化物转化成烃燃料F的方法。输出的燃料F可以包括如汽油、柴油和喷气燃料。图1-4描述本发明的整体高级系统100，其分别体现了如下文所描述的其本身的新颖性和创造性，并且一起形成如图5和图6所示的本发明的优选方法100。
虽然由煤和气体生产烃燃料是已知的，但是在过去却避免使用电来驱动该转化。由于能量效率太低完全不足以证明成本有效，因此工业上已经对使用电由碳氧化物生产燃料的方法的开发进行了控制。但是，本发明的能量效率高于60％，换言之，燃料F的高热值与驱动该转化所需的电量E的比值大于60％，并且更优选大于80％。按反比计，电能的量低于燃料F的高热值的约1.7(1/60％)倍，并且更优选低于1.25倍。
如图2所示，在本发明的又一高级系统100的视图中，本发明的方法包括向该方法提供能量的能量输入步骤200、将一种或多种碳氧化物转化成燃料F的转化步骤300以及提供氢以有效驱动碳氧化物向燃料F转化300的氢输入步骤400。
如图3所示，参考将碳氧化物转化成燃料F的转化步骤300，其可以包括至少两个子系统，一个子系统是用于将一氧化碳转化成燃料F的一氧化碳转化步骤320，另一个即二氧化碳转化步骤360应该是向其提供二氧化碳的本发明方法100。该转化步骤360将二氧化碳转化成一氧化碳，并且随后将一氧化碳供料至一氧化碳转化步骤320。替代地，或者与来自转化步骤360的一氧化碳相结合，可以将本发明系统100之外的一氧化碳供料至转化步骤320，例如，可以将来自工厂的一氧化碳废气流或CO2和CO的混合物供料至步骤360，从而将CO2转化成CO。
两个转化步骤320、360均利用了至少一部分来自氢输入步骤400的氢以驱动这两个转化步骤各自的转化。在一个优选的实施方式中，向本发明100提供二氧化碳和一氧化碳，因此本发明的方法100利用了两个转化步骤320、360。
在图4中，给出中间步骤500设置在转化碳氧化物的转化步骤300的输出和最终产物燃料F之间。通常，转化步骤300的输出为一系列烃化合物HC，其中只有一些可用于燃料。因此，提供后处理步骤500以将它们提质处理成期望的组合物，如燃料F。
图5和图6给出本发明100的不同子系统的优选实施方式，且所述优选实施方式包括再循环过程及装置以由烃燃料的燃烧产物形成烃燃料。本发明包括向该过程提供能量的能量输入步骤200，包括使用核动力反应堆210来发电，优选使用消耗现有核废物的快中子增殖反应堆来发电。一旦反应堆210产生需要再处理的核废物应立即进行设定，并且随后可以在例如再处理装置220中对其原子核进行再处理以将来自全世界铀储量的能量输出扩大大约25倍或更多。如本领域技术人员所应理解的，在为期五年的典型再处理间隔里，具有足够的初始燃料向本发明提供动力直到其使用寿命结束。
向氢输入步骤400供电，氢输入步骤400可以包括在电解器410中电解水以形成氢气流和氧气流。可以将来自本发明100的方法的其它子系统的热量(也称为热能)供应给该步骤以便提高效率。当需要时可以将热能直接用于加热水或者通过转化成电而进行电解。某些已知类型的电解器410可能需要一些热量来进行操作。这种热量连同用于电解操作的水一起优选地主要由本发明100的系统中其它地方产生的蒸汽供应。尽管优选地将所形成的大部分氧(如果不是全部)投入本发明系统100之外的产生收益的用途中，但是在整个系统中电解器410中形成的氢也具有许多用途。
将至少一部分氢供料至转化步骤300，如果本发明的系统100同时处理一氧化碳和二氧化碳时，其是一个两步过程。在第一个过程中，采用了二氧化碳转化步骤360以便将氢和二氧化碳进行结合从而生产合成气，所述合成气为一氧化碳和氢的混合物，其中转化步骤360包括逆向水煤气变换过程，亦即逆向水煤气变换(RWGS)反应器362。供料给电解器410的蒸汽作为RWGS反应器操作的副产物形成。
用于转化步骤360的二氧化碳来源可以是作为副产物排放二氧化碳的装置，特别是需要减少二氧化碳排放的装置。此类装置的主要例子是用来生产钢的高炉以及使用煤或煤气发电的化石燃料发电装置。
二氧化碳可以与一氧化碳进行混合。这种混合物可以分离成二氧化碳和一氧化碳或者作为混合物在实现二氧化碳到一氧化碳转化的反应器362中进行处理。
然后将合成气供料至一氧化碳转化步骤320，包括将一氧化碳与氢结合以提供基于双键原子团的一系列烃的费-托法。一氧化碳转化步骤320可以包括费-托(FT)反应器322。虽然FT反应器322可以使用来自步骤360的合成气，但是其也可能使用来自现有的工业生产过程产生的一氧化碳废气，并且将此一氧化碳废气与氢组合来替代RWGS反应器362产生的合成气或者除RWGS反应器362产生的合成气之外还将此一氧化碳废气与氢组合。如同已知的，有大量产生一氧化碳废气的过程，特别是产生一氧化碳与二氧化碳组合的废气的过程。
在本发明的本系统100的一个优选实施方式中，由于这种系统实质上消除了对RWGS过程360的需求，因此只对一氧化碳进行处理(不对二氧化碳进行处理)。本发明的系统100也可以使用二氧化碳与一氧化碳的混合物作为来自提供该混合物的工业生产过程的废气。可以根据需要将另外的氢加至步骤360输出的合成气中，和/或加至步骤320输入的一氧化碳中，以便将FT反应器322的输出调节至期望值。
FT反应器322主要输出的是基于-(CH2)-原子团的烃化合物的混合物，和副产物是水，所述副产物水优选供料至电解器410。FT反应大量放热，这些热量至少通过将水转化成蒸汽而除去，所述蒸汽可以作为能源直接或间接地用于电解器410。
由FT反应器输出的烃化合物可以作为原油型式表征为可以使用已知技术得到燃料化合物的烃化合物，比如原油。因此可在步骤500，包括燃料后处理步骤，对所述烃进行提质处理或精制以产生期望的燃料F的组合物。步骤500可以包括后处理(提质处理)装置510，该后处理(提质处理)装置510与现有的原油精制设备相似，但通常较简单，其中需要的处理步骤更少。这样的精制技术为本领域技术人员已知。此外，可以将一定量的来自步骤400的氢用于这种精制过程500。
本发明使用了多根能量分配管线、气流再循环/反馈回路以及中间的过程热量和电交换。在本发明100的每个子系统中和整个系统范围的效率的各种改进的总结果提供了这样一种系统，在该系统中输入到该过程的能量(例如来自原子核发电装置产生的电)优选有至少60％最终包含在燃烧输出燃料F的高热值中。
在本发明100系统的输出物为燃料和氧气时，其同时产生了有益的副产物。此外，由于本发明100的系统减少了二氧化碳，因此其提供了关键的外在经济效益。二氧化碳是一种温室气体，由于其是导致全球变暖的主要原因，因此成为了多种全球条约的主题，例如京都议定书和国家和地区实施条例。
如所描述的，本发明100这种再循环方法的最终输出物是多种期望的运输燃料，其可以包括组成减少或者甚至消除车辆对后处理需求的不含硫的高辛烷值汽油和不含硫的柴油燃料。本发明100这种系统的一个优势在于该系统生产多种烃化合物燃料的能力。另一个优势是为装置操作者所提供的经调节该方法和系统的特定参数而改变所形成的烃化合物比例的控制能力，例如，对于供料给特定FT反应器的一氧化碳与氢的比例的控制能力。通过改变供料至不同类型FT反应器的合成气的量，由合成气输入总量有可能获得不同输出比例的柴油、汽油、喷气燃料以及其它燃料。
下文对本发明100的系统，包括本发明不同子系统的优选实施方式，作出了更为详细的描述。
能量分配管线
本发明100的系统引入了几种能量分配管线，其中具有两种特殊类型的能量管线-电和热。图7给出本系统采用的能量分配管线的实施例。使用至少一种配电管线(EDL)。例如，一种EDL是在10-50kV范围(常用的电力发电机实施的范围)的常规相间电压操作的常规三相交流电力分配管线。然而，本领域的技术人员通常应该理解可以根据具体的需求来使用其它的电压。
在这种系统中，多个发电机和电动机与EDL相连。发电机优选为同步式，对发电机进行常规控制以便与频率、相和电压振幅相匹配，因而发电机均可并联向EDL输电。将这种类型的控制用于现有的电力网控制。为了实现更高的效率，电动机优选为可控的同步式，但是也可以使用其它类型的电动机。
在本发明100的优选系统中，其它的能量分配管线、热量或热能(与电能相对比)分配遍及整个装置。这种系统中的热量分配管线(HDL)可以接收来自热源的热并将热传递给热使用者。
在热量分配管线中使用了工作流体的相变。每种管线分别使用两个储存器-一个是液体储存器，另一个是这种液体的蒸汽储存器，这两个储存器的温度和压力均接近于工作流体的沸腾温度和压力。当需要热传递时，蒸汽由一半管线采出、冷凝并递送至另一半液体管线。冷凝热释放给热使用者。当需要采热时，然后采出液体、蒸发并作为蒸汽递送至另一半蒸汽管线。外部的热为工作流体的蒸发所消耗。
在优选的实施方式中，五种热量分配管线分别使用了五个不同的温度。
第一HDL优选在RWGS反应器362的操作温度下，优选在280-800℃的范围内。在一个优选的实施方式中，RWGS反应器362的操作温度约为400℃。在该温度下，优选使用乙二醇作为工作流体或者使用另一种在400℃具有类似气化热和类似沸腾压力的流体。使用该第一HDL至少加热引入RWGS反应器的气体，并且当RWGS反应吸热时，将热递送给RWGS反应器本身。在此处的进一步描述中，该第一HDL有时候称为“RWGS-管线”，并将其蒸汽部分指定为“V”，液体部分指定为“L”。
第二HDL优选在FT反应器322的操作温度下，优选在180-350℃的范围内。当在烧煤的装置和核发电装置中使用时，该第二HDL的工作流体优选为水。也可能将单独的冷却回路用于使用其它工作流体如乙二醇的在更高温度下操作的FT反应器，并将其部分或全部的热交换给该第二HDL。在此处的进一步描述中，该第三HDL有时候称为“FT-管线”，并将其蒸汽部分指定为“S”，水部分指定为“W”。
第三HDL在电解器410中水的温度下。例如，其可以在100-150℃的范围，优选在130-140℃的范围内。第三HDL的主要目的是向电解器410供水和/或蒸汽。第三HDL优选使用水作为工作流体。在此处的进一步描述中，该第三HDL有时候称为“E管线”，并将其蒸汽部分指定为“S”，水部分指定为“W”。
第四HDL在室温下，在所述系统的一个优选实施方式的例子中为25℃，但是也可以是该系统不同位置和气候条件的其它室温。工作流体可以是在该室温下通常使用的制冷剂。第四HDL的主要用途是对引入和输出的物质进行处理。在此处的进一步描述中，该第四HDL有时候称为“A-管线”，并将其蒸汽部分指定为“V”，液体部分指定为“L”。
第五HDL优选在图8的二氧化碳分离器372的操作温度下，优选在-50至-55℃的范围内。在这种温度下，优选使用常用的制冷剂，比如乙烯。该第五HDL用于加热和冷却流入和流出二氧化碳分离器的气体。在此处的进一步描述中，该管线有时候称为“C管线”，并将其蒸汽部分指定为“V”，液体部分指定为“L”。
可利用的热能的另外来源是可以通过转化成电能而使用的原子核发电装置的废热。
能量分配管线的平衡
应对能量分配管线进行平衡，以使引入的能量等于输出的能量。配电管线递送电能以用于电解水和驱动压缩机及供料泵的多个电动机。所述配电管线接收来自驱动电力发电机的多个气体膨胀器的电能，所述气体膨胀器包括转化FT反应器释放的热能或转化通过燃烧残留气体释放的热能的膨胀器。通过外部电源210递送余量的电能。
通过热泵由FT反应器递送能量从而以优选的方式对RWGS-管线进行平衡。在本发明100的整个系统内，使用来自这种管线的热能将其蒸汽转化为液体。
在一个优选的实施方式中，通过来自FT反应器冷却的热来平衡FT管线。
在一个优选的实施方式中，通过来自FT反应器冷却的热来平衡E管线。
在一个优选的实施方式中，通过将能量传递给环境而对A-管线进行平衡。这种管线收集了该方法所不能消耗的或者转化成电的过量热能。主要的用途是通过使A-管线的蒸汽转化成液体的空间加热，特别是在寒冷的天气。如果不需要这种热，可以使用例如常规的换热器将其散失到环境中。
对于经济的构造，环境即空气或水的温度与该管线的温度之间应具有典型的温差。通过调节压力可以改变该管线的操作(沸腾)温度。
在一个优选的实施方式中，通过热泵除去过量的热并将其传递至A-管线从而平衡C管线。
能量输入
能量输入步骤200优选包括使用核处理产生的热的发电装置210。当可以使用多种类型的核处理时，如果不采用快中子增殖反应堆，所述装置则需要周期性地供应核燃料。
本发明100的系统无需使用核反应堆的原始热量或废热，因为可以使用其它来源的能量来发电。例如，不仅可以通过核能来满足本发明100的系统效率和输出需求，而且也可以通过例如水电或风力发电机来满足，因为此时无需来自外部能源的废热。尽管化石燃料发电装置不是最佳的，但是也可以使用。
碳氧化物转化
二氧化碳转化
二氧化碳转化优选通过RWGS过程360进行。如图8所示，优选的二氧化碳转化系统包括RWGS反应器362，其使用氢作为还原剂将引入的二氧化碳转化成一氧化碳。
该基础反应如下：
CO2+H2CO+H2O    (5)
该反应为可逆反应，并且其转化二氧化碳为一氧化碳的平衡系数较低。出于这种原因，在本发明的优选实施方式中，使用过量的引入气体二氧化碳与氢来增加一氧化碳的量。
氢的量足够用于：(i)在反应器内部转化成水以及(ii)使H2/CO混合物(合成气)达到期望浓度以供料给FT反应器322。在这个实施方式中，该H2/CO比大约为2，因而氢的摩尔量多达输入的二氧化碳摩尔量的约3倍。根据所使用的FT催化剂，也可以接受用于供料至FT反应器的其它H2/CO值。
在所选择的反应器362操作温度下，反应器362入口处的二氧化碳量优选足以实现所引入的二氧化碳的完全转化。例如，在一个实施方式中，RWGS过程360具有400℃的操作温度，并为具有中间蒸汽分离的三级RWGS反应器。在这样的设计中，反应器入口处所需的二氧化碳量与通常所获得的引入的二氧化碳量几乎相同，条件是出口处的H2/CO比值接近2。因此，通过如图8所示的该反应器组件的再循环回路提供额外量的二氧化碳。这种额外供应的二氧化碳并没有在反应器中消耗，而是通过该反应器循环以改变平衡条件从而尽可能地使引入的二氧化碳接近完全转化。可以在常规的气体混合器366中混合这两种二氧化碳流(新鲜的以及再循环的)或者使用分离的合适设计的喷嘴或分配器将这两种二氧化碳流供料至RWGS反应器。
在循环回路中的二氧化碳量取决于供料氢的量、RWGS反应的操作温度以及在反应器之间具有蒸汽分离的串联连接的反应器的数目。氢供料较少或者温度较低或者串联的反应器较少时，在循环回路中具有明显较大量的二氧化碳，反之亦然。在循环回路中存在少量气体的一个优势在于需要较少的电和热损耗来维持气体的循环和分离。
RWGS反应器362的输出流首先通过蒸汽冷凝部分368，并且随后通过二氧化碳分离器372。在一个实施方式中，蒸汽冷凝部分可以包括冷凝器(换热器)，后面是分离罐。来自分离器368的冷凝水可以重新供料至电解器。将分离的二氧化碳递送至气体混合器366的入口。二氧化碳分离器372直接输出的是合成气和残留的二氧化碳(如果有的话)，其中合成气的H2/CO比大约如FT反应器322用于有效转化而有利地需要的。
将二氧化碳转化成一氧化碳的其它公知的方法可以用于本发明，而不改变这种设备的功能性。
反应器的操作压力可以在4-30bar范围，优选20-25bar。GHSV-STP(在标准温度和压力下的气体时空速度)为1,500-15,000，优选5,000-8,000。
优选在室温或者接近室温的条件下分离蒸汽，此时获得高的分离比。
可以通过传统和目前的方法来实现出口处二氧化碳的分离。除了其它方法之外，目前普遍的方法包括下述多种：胺吸收法以及碳酸盐法、变压吸收、吸附和气体渗透。此外，通过在适宜的处理条件如-50至-55℃和50-100bar压力下降低温度并提高压力来使深冷分离成为可能，以使合成气中可以只剩下与一氧化碳相比为15-35％mol/mol的二氧化碳。
更可能地是，可以将低温溶剂介导法如Ryan-Holmes或者三相法如CFZ(控制冻结区)用于进一步降低二氧化碳的含量。残留的二氧化碳将通过上游处理循环，或者仍可以在某种操作条件下于FT亚组件中更好地有利消耗，且随后或多或少地将其返回该亚组件的入口。此外，这些过程中的某些可以按顺序使用，例如使用低温液化来分离大量的二氧化碳，随后使用CFZ或者胺吸收来调节合成气以便得到期望的二氧化碳浓度，即与一氧化碳相比以mol/mol计量为3-10％的浓度。在低温型分离器之前，必须彻底地除去水蒸汽。可以如低温法中通常实施的那样使用吸附型干燥器。
图9给出另一个优选的二氧化碳转化系统，并且该转化系统包括三级RWGS。如图所示，具有三个蒸汽分离器部分，每个蒸汽分离器在每个反应器之后，并且二氧化碳分离器在该过程的末端。
RWGS反应沿形成一氧化碳的方向是弱的，因此需要除去至少一种反应物。
为了尽可能地达到接近100％的转化，本发明100的系统可以使用三级RWGS反应，并与下述步骤相结合：(i)在每级出口除去蒸汽和(ii)提高入口的摩尔浓度。
首先，将氢的摩尔浓度提高到所得的合成气将具有高达用于上游费-托反应器322的恰当的H2/CO比的程度。在一个实施例中，该比值为2或更高。
为了满足RWGS反应，在此实施方式中，与入口384的二氧化碳摩尔含量相比以3∶1的摩尔比向第一RWGS反应器382供料。1摩尔用于还原二氧化碳为一氧化碳，和2摩尔留在排出的合成气中。
其次，通过由出口形成再循环管线386并在没有转化的情况下进行循环而增加至第一RWGS反应器382的入口二氧化碳。需要将大约1摩尔以上的二氧化碳加至循环回路中以使1摩尔入口二氧化碳在三个串联的RWGS反应器382、388、394中实现约100％的转化，其中所述RWGS反应器具有如图9所示的构造。
图9的二氧化碳转化系统依赖于蒸汽去除和二氧化碳分离。第一蒸汽分离器392除去来自第一RWGS反应器382排出气体的蒸汽，并且通过此操作在第二RWGS反应器388中形成二氧化碳持续转化的条件。当一氧化碳尚未除去时，第二反应器388的转化率低于第一反应器382。
第二蒸汽分离器392除去来自第二RWGS反应器388排出气体的蒸汽，并且通过此操作在第三RWGS反应器394中形成二氧化碳持续转化的条件。当一氧化碳尚未除去时，第三反应器394的转化率低于第二反应器388。
第三蒸汽分离器392设置在第三RWGS反应器394的出口处。在该分离器的出口处，排出的气体包括具有期望CO/H2比的合成气和二氧化碳。因此，使用分离器396分离二氧化碳并将分离的二氧化碳置入再循环管线386以便在气体混合器398中与引入的二氧化碳384组合。
如果合成气含有的氢量比上游必须供料至FT反应器的氢少的话，随后添加来自电解器410的另外的氢。
RWGS反应器
本发明100的本系统中使用的RWGS反应器可以在大量的操作温度下有效地运行，但是在一个优选的实施方式中使用400℃。示例性的催化剂是由Johnson Matthey生产的KATALCO 71-5。操作压力可以在4-30bar的范围，优选使用较高的压力值以便减小组件的整个尺寸。使用的GHSV-STP为1,500-15,000，优选为5,000-8,000。
该反应是吸热反应并且需要外部的热量。在一个优选的实施方式中，本发明100的系统使用了等温操作(在以°K测量的理想操作温度的±10％范围内)，其中将来自外部来源的外热传递至反应区。图10描述了整个热递送系统810的一个实例。特别是在RWGS-管线中，使用工作流体的相变以等温或接近等温的状态传递热量。将RWGS-管线的蒸汽递送至冷凝盘管812。蒸汽冷凝并释放出冷凝热，但是保持相变的温度。将残留的工作流体释放入RWGS-管线的液体部分。释放的热量通过使反应器内部的气体反应经换热过程消耗。
虽然第二和第三反应器可以比第一反应器小，因为它们只需将更少量的二氧化碳转化成一氧化碳并且处理更小体积的气体混合物，但优选地，图9的反应器382、388、394均为相同的总体构造。
这种RWGS亚组件不仅可以处理纯的二氧化碳而且可以处理二氧化碳与一氧化碳的混合物。该混合物作为一氧化碳与二氧化碳比例的函数，可以通过一个、两个或全部三个串联连接的反应器来处理。在纯二氧化碳转化的情况下，如果该比例低于第一反应器出口的比例，则随后将使用全部三个反应器。不同之处在于降低的二氧化碳量需要降低的氢量。将通过相同的规则来确定处理这种混合物是否需要两个反应器亦或是只需要一个反应器。最后，如果只供应一氧化碳，则无需使用反应器。
替代方案-二氧化碳转化
如所讨论的，优选通过RWGS过程360来运行二氧化碳的转化。对于这种RWGS过程存在多种变化，这些变化不会显著改变结果即合成气中一氧化碳组分的产量。
例如，可以降低反应器中的反应温度。这种温度的降低将使平衡常数减小，并由此造成再循环管线中二氧化碳量的增加或者使得串联连接的反应器数目增加，或者两者均出现。
此外，可以提高反应温度，并且可能将一个优选实施方式中的反应器数目由3个减少到2个或者减少到只剩下1个，其中循环的二氧化碳量足以使引入的二氧化碳达到100％的转化。
也可能减少供料至这种过程的氢气量，以使循环回路中的二氧化碳随后增加。也可能通过在相同温度下使用3个以上的串联反应器来减少二氧化碳的循环量。
反应热不必等温地传递，而是可以通过与除其它参数外具有合适温度、流量的任何热侧流体换热提供。
将二氧化碳转化成一氧化碳的其它方法是已知的，并且这些方法可以在本发明100的本系统中使用。
一氧化碳转化
优选通过FT反应器处理320来运行一氧化碳的转化。图11给出反应器组件。FT反应器322的操作如下：
CO+2H2→(-CH2-)+H2O    (6)
在(-CH2-)处的点划线指可用于加氢或用于聚合作用的键。费-托反应器中作为反应器中所使用的催化剂类型和操作温度、压力以及气体速度的函数产生了许多直链和氧化的烃化合物。
在一个优选的实施方式中，作为实例，反应器在220℃使用钴催化剂进行操作并产生烃混合物，该烃混合物在提质处理后主要得到比例大约为1∶2的汽油与柴油的混合物。
在本发明的其它实施中，在比如约330-350℃的较高温度下，产生了更多的汽油，其中汽油与柴油的比例约为4∶1。因而通过在不同温度下的组合操作，本领域的技术人员可以将汽油与柴油的比例由1∶2调节至4∶1。通过本发明而获得柴油的生产率，包括调节温度、压力和停留时间(气体流量)。难以转化成期望的液体燃料的残留烃量是变化的，通常在较高的温度下较高，在较低的温度下较低。
在一个实施方式中使用了钴催化剂，其中H2/CO比例为2.15，操作温度为220℃，压力为约20bar，且GHSV-STP为1,500。一氧化碳到烃的转化率高达75％。压力可以在10-30bar范围内改变且GHSV为500-5,000。
图11的FT反应器322产生了排出后用于进一步处理的液态烃和与蒸汽及输入气体(一氧化碳和氢)相混合的气态烃。输入气体的存在是由于合成气的不完全转化。为了获得更为完全的转化，可以使用一个以上的串联连接的FT反应器，以便除去反应器之间的蒸汽和一些烃的气体。在优选实施方式的实施例中，使用二级FT反应器来实现更高的转化效率。
在反应器322的出口，利用蒸汽分离器324从排出的气体中分离蒸汽，然后经由分离器326分离出碳数C5-C6的气态烃，并且最后经由分离器328分离出碳数C3-C4的气态烃。这些分离过程可以在进行分离前作为气体混合物组成的函数进行组合。残留的气体主要包括天然气化合物、甲烷CH4、乙烷C2H6和残留的一氧化碳与氢的合成气，以及不同量的未分离的二氧化碳与C3和C4化合物。
在一个优选的实施方式中，大部分的合成气经由再循环管线返回至FT反应器322的入口，从而提高了引入的合成气转化成烃燃料的转化效率。可以通过使用可控的节流阀或阀332来部分地实现这种转化效率的提高。在再循环管线中设置这种节流阀以便用于排出气体，并且使这种排出气体的一部分以相同的摩尔比排出或燃烧。在一个优选的实施方式中，控制参数是在排出前天然气化合物的量。将节流阀打开到恰好足以将该量保持在预定水平。可以将其它的气体用于相同的目的。
可以在再循环管线中设置气体调节器334以匹配来自RWGS组件360的合成气的温度与压力。在气体混合器336中组合合成气，或者在类似地在气体混合器384中组合合成气。
可以通过将外部来源的一氧化碳废气(来自本发明100的系统之外)和来自电解器410的氢或者将这些气体与合成气的混合物供料至FT反应器322而替代合成气。将氢加入来自电解器410的输入以对FT反应器322所需的H2/CO比例进行调节。在一个优选的实施方式中，该H2/CO比例大约为2，并且更具体地在2和2.2之间。
这种设备排出的气体可以供料至燃烧器-发电机发电。
这种FT组件可以被多种常规的费-托反应器装置取代，而不改变这种设备的功能。图12给出更为详细的优选一氧化碳转化系统。所描述的是二级FT反应器系统340。在该组件中具有两个FT反应器342、344。将来自RWGS亚组件的合成气和来自电解器的一定量的氢供料至第一FT反应器342。由反应器形成并排出一定量的液体烃。将来自RWGS组件的未转化的合成气、蒸汽、残留的二氧化碳以及在反应器342中形成的在反应温度和压力下为气态的所有烃供料至蒸汽分离器346。优选在室温下进行分离，但是也可以使用其它温度。有可能一些烃气体连同水一起分离。然后可以通过如通常所实施的那样，例如通过蒸馏或重量分析来分离残留的水和烃。
将具有一定量烃气和残留二氧化碳的残留合成气供料至第二FT反应器344。由反应器形成并排出一定量的液体烃。将来自RWGS组件的未转化的合成气、蒸汽、残留的二氧化碳以及在反应器中形成的在反应温度和压力下为气态的所有烃供料至蒸汽分离器348。优选在室温下进行分离，但是也可以使用其它温度。
在处理过程的这个位置，留下的合成气的量比FT反应器342出口处的合成气量更少，因此碳数为C5或更高的烃气的分压很高，并且该烃气在蒸汽与C5+分离器348中连同蒸汽一起冷凝。Cn是每摩尔具有n个碳原子的烃。Cn+指每摩尔具有n个或更多碳原子的烃。将冷凝的液体排出，并且通过多种常用的处理来分离水，比如在水分离器352中进行蒸馏或重量分析。
将来自分离器348的残留气体供料至另一个烃分离器354，这些烃包括碳数为C3和C4的烃。所述烃可以在例如20-50bar压力以及在大部分此类化合物冷凝的温度下由这种残留的混合物中冷凝和分离出来。这种温度取决于排出气体中其它气体的量。当这些气体的量比可分离的气体体积大时，可以使用低温，比如用于二氧化碳分离的温度。然后，不仅可以分离C3和Cn烃，也可以分离二氧化碳。通过改变压力并将二氧化碳再循环至RWGS组件的入口从而容易地将这些气体相互分离。将排出的合成气、天然气组分以及残留的二氧化碳供料至可控的放空332(图11)。在平衡条件下，该放空器中的合成气量明显比其它气体少，因此无论放空的混合物量是多少，该混合物都将含有比循环回路中更少量的合成气。循环回路中合成气的存在对引入合成气的完成转化的作用与RWGS亚组件的循环回路中二氧化碳的存在的作用相同。排放气体中合成气的量还可以用于控制排气比。
在其它优选的实施方式中，可以使用更多的反应器来提高合成气的转化率，甚至在不同的操作参数，比如220℃的低温和340℃的温度下得到更期望形成的系列烃。可将不同量的合成气引入在不同条件下操作的反应器，以对所形成的烃的组成进行调节，其在提质处理后反过来将影响燃料的组成，即汽油、喷气燃料、柴油等的相对量。
FT反应器
由于反应器的输出高度依赖于温度，因此该反应高度放热并需要除去大量的热量。在一个优选的实施方式中，如图13所示，在FT管线使用水到蒸汽的相变以除去该热量。上述步骤使得反应器的操作接近等温，因此输出一致，因为该反应器的产物输出高度依赖于温度，例如在10℃内。
替代方案-一氧化碳转化
可以通过FT处理320来实现一氧化碳的转化。对这种FT过程存在多种改进，所述改进不会改变由合成气产生烃化合物的结果，但会明显改变所形成的产物的组成。
例如，所述反应器的温度可以在150-350℃的范围内变动。催化剂类型、催化剂床类型、压力、停留时间以及合成气速度的变化将改变所形成的产物的组成。在较高的温度下，形成轻烃组合物。在一个实施例中，于310-340℃并利用循环催化剂的条件下，72％的输出物包括作为汽油基础的碳数为C5-C11的组合物，包括6％的较重烃、8％的烃气以及14％的醇、酮和酸。
通过调节FT-管线中的水温和压力、FT反应器的压力以及调节其它影响蒸汽与烃气分离的因素而使FT组件可以在不同的反应器温度下进行操作。
还可以随时改变催化剂及其催化剂床的类型以便与操作特性的改变相匹配。可以使用串联连接的两个或多个反应器并且在相同或不同的温度、催化剂及其它操作条件下进行操作。此外，可以具有两个或多个并联反应器序列也在不同或相同的条件下操作。
使用这种构造，利用本发明100的系统构建的装置能够在多年操作后满足市场变化的需求。
氢的产生
本发明100的本系统进一步包括氢输入步骤400，氢输入步骤400提供氢以便驱动氧化碳到燃料F的转化300。电解器是提供氢的优选装置。
图14给出电解器410实施方式的一部分。优选将双极性电极412用于高电压和低电流的电解池组。电流414通过所有双极性电极的表面流入电解液416，使每个池中的水发生电解。
可以通过气体隔膜418将每个池分开。氢和氧在每个双极性电极的相对侧释放，收集在电极和隔膜之间空间内并将其排出以便用于本发明100的系统。
在一个优选的实施方式中，使用了比如具有5-20kA/m2的高电流密度的电解器设计。与例如1-3kA/m2的低电流密度相比，这种电流密度的增加使得电解器的尺寸更小、重量更轻并且成本更低。但是由于在该增加的电流密度下电极上的过电压大得多并且电解液中存在电阻损耗，因此存在不同的能量效率。高电流密度的电解器使用了下述的构造和操作参数：
●操作温度为130℃，并且可能达150℃，其减小电极上的过电压电位并降低电解液的电阻率；
●操作压力在20-30bar范围以便减少排放气体的体积而有益于电解液电导率，并减少水的蒸发及其再循环；
●电解液中KOH的浓度按重量计约为30％；和
●通过在130-150℃的温度范围下使用隔膜材料可以使电极之间的间隔更小。
有可能在某种程度的高电流下获得在热中性(等温)电压附近的池电压。这指的是如果具有电能供应的话，可以实现该热中性电位，而无需另外的冷却或加热池。如果该电位较低，则需要另外加热，而如果较高，则需冷却。
高电流密度电解器池中的反应水可以通过下述两种方式进行递送：以传统的方式作为液体递送，或者通过蒸汽恰好在池中冷凝成水或作为水与蒸汽的组合进行递送。这种选择尤其作为电流密度、用于电解器的其它辅助子系统选择、操作电压的函数专门设计的。
由于较低的温度并且尤其是压力差，使得高电流密度电解器的选择导致整个装置产生其它的效率。
可以使用此处描述的现有装置对电解器供电。在一个优选的实施方式中，图15描述使用几个串联的整流器，每个整流器分别由相位移变压器供电。这种电路设计产生了高效率的整流器，所述整流器将第一EDL中的AC(交流电)电压转化成电解器运行所需的DC(直流电)。
为了方便构建、维护和安全起见，可以将高压电解器组分成几个并联工作的组。可以对整流器进行同样的操作。可以将半导体整流器并联以携带较高的电流，或者将这样并联的整流器中的每一个可以连接于单独的电解器组。可以对变压器进行同样的操作。
参考图15和图16，使用了三个变压器，但是这些变压器不必具有任何的相位移，并且可以使用多个。如果发电装置的输出电压与所述组需要的电压相容的话，甚至可以向高压电解器池组直接供电而无需任何的变压器。
如在三相配电中常见的，相位移变压器在入口使用了一个以上的相，其中相间的相位移不是0°或180°，而通常是120°或240°。在一个实例中，通过配电管线(EDL)对具有三个输入相的变压器432供电。在矢量图434给出相位关系。这是一种典型的δ相排列。
三相变压器432的一个相的输出(次级)绕组通常包括两个串联的分隔开的绕组。一个绕组436缠绕在一个输入相绕组上，另一个绕组438缠绕在另一个输入相绕组上。每个次级绕组的相电压与该次级绕组缠绕其上的绕组的输入电压同相。
通过在这两个绕组和极性之间选择匝数比或变压比，可以获得多种期望的相位移。图442给出由相同值及120°的相位移的基础输入相电压变压的变压比和极性。与相XY中的输入电压比较，输出相XY中的混合电压产生了相位移。在此实例中，这种相位移发生了滞后。图444给出输出的极性变化，其使得该相位移领先。
整流器
本系统可以利用半导体整流器，所述半导体整流器为典型的三相整流器。也可以使用能够整流更大电流的基于真空管的整流器来替代半导体整流器。可以使用已知的线圈来并联半导体整流器以在并联的半导体整流器中实现电流的合理分配。还可以通过加入更多的相腿和连接来自所有并联的相位移变压器的所有相以将整流器制作成更多的相。
输出电压
将此处描述的相位移变压器与整流器组合成如图15所示的电路。在一个优选的实施方式中，给出三个整流电路R为串联，这三个整流电路R分别由相位移变压器T供电。这种电路使得整流的DC电压具有很轻微的电压波动、具有1.5％的振荡总振幅，其有益于确定电解器的电路中所有部件的尺寸。也有其它的连接方式，例如，将这些电路进行并联。另一个替代方案是使用不同数目的电路，在所述电路中具有或多或少的相和相应的较低或较高的输出电压波动。
所产生的电压是全部三个整流器电压的总和。图17按比例描述一个三相整流器的电压线图452。对于一个配电管线电压周期(360°)，从每相正半周到负半周，具有六个正弦波形整流极点。电压波动的深度为cos(30°)＝0.866，或者为峰值电压的13.4％。在具有三个整流器的电路中，相位移维持在20°领先和滞后的相位间。在这种情况下，电压波动的深度为cos(10°)＝0.985，或者为电压线图454峰值的1.5％。
这种波动足够用于电解器池中的低电流波动，其反过来能够更多地利用电解器池的表面和变压器与整流器的较低的额定功率。
除了其它问题之外，为了方便构建、维护和安全起见，可以将电解器的高压组分成几个并联工作的组。可以对整流器进行同样的操作。可以将半导体整流器进行并联以携带更强的电流，或者可以将这样并联的整流器分别连接于单独的电解器组。可对变压器进行同样的操作。
后处理
通常，转化步骤300输出的是一系列烃。提供后处理步骤500对烃进行提质处理以便得到期望的燃料F混合物。该方法可以使用现有的技术把来自FT亚组件的烃流转化成期望的燃料，并且如果需要的话，也可以转化成其它产物。图18给出这种设备的输入和输出。提质处理通常包括下述步骤：将FT的重质馏分(润滑油和蜡类)进行加氢裂化得到主要在柴油和汽油范围内的燃料。应注意的是对氢的精制需求可以优选地利用来自电解器的氢满足。
燃烧器-发电机
图19给出了一个优选实施方式中的燃烧系统520。输入到燃烧器的物质可以是FT反应器组件排出的气体和/或来自精炼厂的残留物和/或天然气化合物。所有这些化合物均可在气体涡轮发电机522中燃烧，其中相对少的一部分氧来自电解器。来自涡轮废气的输出气体是蒸汽和二氧化碳。蒸汽被分离成水和残留物-二氧化碳，其与引入的二氧化碳一起重新供料至气体混合器中。这是本发明100的系统的又一气体再循环回路。
由发电机产生的电力回馈至输电管线并进一步输送至电解器。
因此，系统只产生很少至不产生废料，只有期望的燃料和燃烧所述燃料所需量的氧。
由于所产生的电力被重新回馈至氢的形成，因此这种设备对FT亚组件中合成气的不完全转化不太敏感。此外，由于二氧化碳被重新循环至RWGS亚组件的入口，因此这种设备对RWGS亚组件中二氧化碳分离的分离效率不太敏感。
气体分离和一般处理
在所给出的过程中，多个地方均需要从气体混合物分离一些气体，或者必须对气体参数如温度和压力进行简单调节使其与上游处理相适合。
本系统的一个优势在于其能量有效的气体处理。通常有两种用于气体处理的能量有效的热力学方法。第一种方法是当所有外功转化为气体能量或者由气体能量转化时的绝热方法。第二种方法是当所有外功转化为热量或由热量得到时的等温方法。
本领域普通技术人员应理解的是这些均为理想的方法。在实际的应用中，理想的等温方法中存在一些温度变化。这些变化使得该方法只是接近等温。如此处所用，术语“等温”应包括“接近”、“近似”或其它此类术语以便对理想的等温操作进行调整的操作或处理，并且更具体地涉及以°K测量的在实际的等温方法中在理想的等温温度±10％的范围内的绝对温度的变化。类似地，在实际的绝热方法中，除了主要施行的外功之外，还包括一些热能。这些“实际”的绝热方法与“接近”和/或“近似”的绝热相似，并且所包括的热能也在来自理想过程的外功能量的±10％范围内。
本发明优选地包括一个或多个用于“等温地”改变气体压力的单元，所述单元结合理想等温过程温度的±10％范围。如上所述，本发明优选地包括一个或多个用于“绝热地”改变气体温度的单元，所述单元结合理想绝热过程的±10％范围。
如图20所示，给出了使用这两种过程的统一的气体分离图表。首先，610-614这三种过程对气体混合物进行调节以便经由冷凝器616中的冷凝作用来分离该气体混合物中的一种或多种组分。然后，618-622这三个过程过程对残留的气体混合物进行调节以便作进一步处理。分离的一种或多种气体在冷凝器616的液相中。如果期望在气相中作进一步处理，则将某些气体在蒸发器624中蒸发，且随后通过626-630的过程进行调节以便作进一步处理。
610-614或618-620或626-630的每组过程的主要作用均相同。所述过程均集中于以绝热过程对气体进行调节以避免任何气体混合物组分产生到液体或固体的相变。每种过程均由等温地调节压力开始。其次，对气体或气体混合物进行绝热处理从而改变温度。经该处理后，根据进一步处理的需要，通过最后的等温过程来改变压力。总而言之，等温地改变压力，以及绝热地改变温度。
图21给出绝热机，其中一个绝热机通过使用来自配电管线的电力进行压缩而提升温度和压力，另一个绝热机降低温度和压力及对所述配电管线产生电力。在一个优选的实施方式中，电力管线作为传递至或得自绝热过程的电的来源接收者。压缩机632优选为通过电动机驱动的涡轮，并且膨胀器634也优选为驱动电动发电机的涡轮。与电力网中使用的其它发电机很相似，该发电机必须与输电管线中的电压频率和相位同步并且与电压值相匹配。也可以使用除涡轮型之外的其它类型的压缩机和膨胀器。
图22给出等温机，其中一个用于提高压力，另一个用于降低压力。在提高压力的等温机中，使用了经由电动机驱动的压缩机636，并且接收来自输电管线的电的所得气体混合物被压缩和冷却。通过冷却器638除去热量。除去的热量理论上与输电管线输送的电能相等。对于大的压力变化，可以使用几个串联的等温压力变换器。在这种情况下，所述等温压力变换器称为隔离压缩机(interleaved compressor)。它们与冷却器相互隔离。
相反的过程用于等温地降低压力。在这种情况下，将气体混合物进行膨胀，此操作同时降低了气体混合物的压力和温度。温度的变化由加热补偿。此外，传递至混合物的热量理论上与通过膨胀器640驱动的发电机传递至输电管线的能量相等。优选使用涡轮同时作为压缩机和膨胀器，但是也可以使用其它类型。
该系统在等温机中使用冷却器638和加热器642。所述冷却器638和加热器642本质上是换热器。对于等温操作，优选使用工作流体的相变来将热量传递至通过这些换热器的气体或者从通过这些换热器的气体除去热量。上述操作使得该系统处理热量时具有接近零的温度变化。
转到图7，其中给出的是本发明中使用的能量分配管线的几个实例。第一管线是将电输送至下述所有用途-电解器和所有的电动机的输电管线，并接收来自下述所有来源-发电装置和所有内部发电机的电。
其它管线是热量分配管线。所述热量分配管线输送或接收来自不同来源的热量并使用所述热量。每个管线优选包括两部分，即液体部分和蒸汽部分。当必须通过管线传递热量时，将蒸汽引入专用来接收该热量的换热器，随后在该换热器中冷凝并释放热量，并且将冷凝液输送至热量分配管线的另一半。当必须接收热量时，使用相反的过程将液体蒸发成蒸汽。
在本方法中，发生相变的温度的例子是：
a)RWGS反应器的温度-热量分配管线RWGS(RWGS管线)；
b)FT反应器的温度-热量分配管线FT(FT管线)；
c)电解器中水的温度-热量分配管线E(E管线)；
d)室温-热量分配管线A(A管线)；和
e)二氧化碳分离的温度-热量分配管线C(C管线)。
以下是用于这些管线的工作流体的例子：
a)用于RWGS管线的乙二醇；
b)用于FT管线的水，或者在较高温度下的替代物，比如乙二醇；
c)用于E管线的水；
d)用于A管线的氨；和
e)用于C管线的乙烯。
图23给出冷凝器和蒸发器、图20的电机616和624的组合。冷凝器部件是换热器652，其中气体混合物通过该换热器652。经由蒸发器654蒸发工作流体而除去气体混合物的热量，并且该操作使为该冷凝预处理的期望的混合物组分在换热器652的收集器部件656中发生了冷凝。收集液化气并将其排入蒸发器中，在该蒸发器中发生相反的过程。从相同的热量分配管线将热量传递至蒸发换热器。理论上，所分离的气体的这种冷凝和蒸发过程属于能量中性。
图24给出电能如何分配和再循环。管线1是三相的配电管线。其按照图6的主要电源进行供电，优选通过快中子增殖反应堆供电。其还可以通过图27的发电机716在FT反应器中释放的残留能量供电。图14的电解器池是主要的电力使用者。在绝热的温度变化和等温的压力变化中使用的所有膨胀器发电机装置均向该管线供电，并且在绝热的温度变化和等温的压力变化中使用的所有压缩电动机均由该管线进行供电。实际上，所有其它附属发动机和发电机均连接至该管线。我们给出了其中使用不同电动机和发电机的一些区域。
图25给出如何使用热量分配和再循环管线。在RWGS管线中，通过图27所示的热泵710传递热量，所述热量得自FT反应器中释放的能量。如图10所描绘的，该热量用于加热RWGS反应器。图22所给出的所有的加热器和冷却器，所述加热器和冷却器在这些反应器的引入与流出气体的等温压力变化中使用，它们使用或传递来自或进入该管线的热量。
在FT管线中，经由图27的换热器714传递热量，所述热量得自FT反应器中释放的能量。图22给出所有的加热器和冷却器，所述加热器和冷却器在这些反应器的引入与流出气体的等温压力变化中使用，它们使用或传递来自或进入该管线的热量。
在电解器管线中，经由图27的换热器712传递热量，所述热量得自FT反应器中释放的能量。主要使用热的是图28用于电解器水的加热器/蒸发器。图22给出所有的加热器和冷却器，所述加热器和冷却器在这些反应器的引入与流出气体的等温压力变化中使用，它们使用或传递来自或进入该管线的热量。
图26给出另外两种热量分配和再循环管线。其中一种是在室温下操作的管线。图22给出所有的加热器和冷却器，所述加热器和冷却器在室温下引入与流出气体的等温压力变化中使用，它们使用或传递来自或进入该管线的热量。图23给出气体分离器的所有蒸发器和冷凝器，如蒸汽分离器由该管线获取热量或者将热量传递至该管线。还有携带来自二氧化碳分离管线的热泵的过量热量收集端。整个装置中所有未使用的热量将传递至该管线并主要作为废热散失掉。
图26中的另一种管线是二氧化碳分离管线。图22给出所有的加热器和冷却器，所述加热器和冷却器在接近二氧化碳液化分离的温度下于引入与流出气体的等温压力变化中使用，它们使用或传递来自或进入该管线的热量。图23给出用于二氧化碳分离的所有蒸发器和冷凝器，所述蒸发器和冷凝器由该管线获取热量或者将热量传递至该管线。二氧化碳分离管线不仅用于从RWGS反应器出口的流出气体中分离二氧化碳，而且用于分离FT反应器流出气体中的C3和C4烃以及残留二氧化碳。还有将来自二氧化碳分离管线的过量热量带入周围管线的热泵的过量热量收集端。
优选的气体分离和处理
通常通过具有50bar气体管线压力并且在室温下的管线将二氧化碳输送至该设备。为了输入RWGS亚组件中，应将二氧化碳加热至RWGS的温度，在此实施方式中为400℃，且操作压力如25bar。为了达到这一点，可以使用图20中610-614的全部或部分过程。
来自电解器的氢在130-150℃的温度和20-30bar的压力下产生，并且必须对其进行调整以便输入到RWGS亚组件中。为了达到这一点，可以使用图20中610-614的全部或部分过程。
在每个RWGS反应器的出口处，必须分离蒸汽。为了除去大部分的蒸汽，必须在低温下进行此操作。在此实施方式中，所述低温为室温。为了实现这种分离，可以使用图20中610-614以及616的全部或部分过程。此外，过程614-616可以组合在一台机器中。在分离后，必须使用图20的618-622的全部或部分过程对气体重新调整以便作进一步处理。
可以使用多种过程来分离RWGS亚组件中第三蒸汽分离器出口流出物流中存在的二氧化碳，所述过程如胺吸收、碳酸盐吸收、变压吸收、吸附、气体渗透和添加剂辅助的低温技术(例如Ryan-Holmes)或三相低温技术(CFZ)。当使用液化作用来分离大部分二氧化碳后，则可以使用图20的全部或部分过程。在此实施方式中，温度T1是室温，冷凝温度T3在-55℃范围，温度T4与FT反应器温度相等，在此实施方式中，FT反应器温度为220℃，以及温度T6与RWGS反应器的温度相等，在此实施方式中，RWGS反应器温度为400℃。
进入FT反应器亚组件的氢在130-150℃的温度与20-30bar的压力下来自电解器，并且必须调节至如此实施方式中所优选的220℃和20bar。为了实现这一点，可以使用图20的610-614的全部或部分过程。
如果将一氧化碳供应至FT亚组件，有可能是在50bar的典型压力和室温下经由管线输送。为了输入到FT亚组件中，应将一氧化碳加热至FT的温度，在此实施方式中，FT的温度为220℃，并且膨胀至操作压力如20bar。为了达到这一点，可以使用图20的610-614的全部或部分过程。
在此实施方式中，在室温下于各FT反应器出口处分离蒸汽。为了实现该分离，可以使用图20的610-614和616的全部或部分过程。此外，过程614-616可以组合在一台机器中。在第二FT反应器之前分离之后，必须使用图20的618-622的全部或部分过程对气体重新调整以便作进一步处理。
在第二FT反应器之后，蒸汽连同残留的重质烃一起也在室温下进行分离。为了实现该分离，可以使用图20的610-614和616的全部或部分过程。此外，过程614和616可以组合在一台机器中。
继该分离之后，必须使用图20的610-616的全部或部分过程来分离C3和C4烃气。在二氧化碳和合成气的含量较低时，可以在室温下进行冷凝。否则，必须在较低的温度下进行而不是在较高的压力下进行。在一个优选的实施方式中，具有用于二氧化碳冷凝的C管线，并且该管线用于该混合物中C3、C4和CO2的冷凝。因此，通过改变分离的液体的压力，CO2将首先蒸发并通过图20的过程624-630进行处理以便输入RWGS组件中。C3和C4化合物的冷凝物可以以液体形式使用，或者如果需要，可以使用图20的624-630的全部或部分过程进行蒸发并调整成气体。最后，必须再次使用618-622的全部或部分过程对残留的C1和C2烃、合成气及其它气体进行调整以便输入到可控的释放322。
然后，在FT亚组件的循环回路中，气体必须由可控释放的室温和压力的输入条件转化至第一FT反应器的输入条件-在此实施方式中为220℃和20bar。此外，可以使用图20的610-614的全部或部分过程。
最后，如果将来自电解器的氧进行输送以在该装置的外部使用，也必须对其进行调整。所述氧在130-150℃的温度和20-30bar的压力下来自电解器。对于通过管线的输送，必须将氧调整至50bar的一般管线压力以及室温。为了实现这一点，可以使用图20的610-614的任何或全部过程。
类似地，对于到燃烧器-发电机的氧输送、燃烧器-发电机的蒸汽分离以及二氧化碳重新返回入口的输送而言，可以使用此处描述的用于此类目的的过程以及图20中所给出的过程。
类似地，可以以所描述的相同方式对精制中使用的氢进行处理，但是针对的是不同的输出温度和压力。
来自费-托亚组件的热量的再循环
费-托反应器中反应放出的热是该装置中驱动所有气体处理的主要能量来源和用于水电解的另外的电能来源。如图27所示，我们给出了用于FT反应器的冷却回路。在此实施方式中，分配用于冷却反应器的工作流体的蒸汽以在几个热机中进行冷凝。
第一机器710是热泵，其将蒸汽冷凝产生的热量泵送至RWGS热量分配管线。在冷凝器的出口处，于冷凝温度下工作流体为液相。
第二机器是换热器，其将水加热至电解器的温度。此外，该热量通过工作流体的冷凝进行传递。该过程可以使用图20的610-616的全部或部分过程，并且所产生的电力通过配电管线输送至电解器。将由FT管线流出的液体重新加热并进行压缩以使其与FT反应器的温度和压力相匹配。
如果需要这样的热量来平衡该管线中的热流，则第三机器通过冷凝将热量传递至FT热量分配管线。
残留的蒸汽驱动电力发电机716，其中出口温度优选为室温水平。将电能传递至配电管线并经由该管线传递至电解器以便加入到通过电力装置传递的能量中。将液化的工作流体再压缩和再加热至来自其它冷凝器的该种流体的压力和温度，并通过蒸发重新返回至FT反应器以便冷却所述流体。使用来自FT热量分配管线的热量对水进行再次加热。所述工作流体的例子是水。在较高的FT操作温度下，可以使用其它流体如乙二醇。
供料至电解器的水
发明人于图28给出了供料至电解器的水的处理。水来自多种来源。优选在该装置中将来自其它过程的等量的水进行再循环，特别是来自RWGS反应器蒸汽分离器的水、来自FT反应器蒸汽分离器的水、来自燃烧器-发电机蒸汽分离器的水以及任何在精制中收集的水。所有这些水和引入水的物流处于不同的温度，其中大部分约在室温，但是电解器的水处于130-150℃，并被压缩至20-30bar。此外，在超过一定高电流密度时，必须对电解器进行冷却，并且在低于一定电流密度时，必须对电解器进行加热。
在优选的实施方式中，我们使用水的加热/沸腾和压缩将这种水调整至所述温度和电解器压力，即该水吸收电解器过量的热或者传递所述过量的热。当以热量传递的方式进行时，所述水的一部分甚至可以被蒸发以经由冷凝作用将更多的热量传递至电解器的水。当以热量吸收的方式进行时，水温低于电解器中的温度。对于蒸汽压缩，可以使用图20的610-614的全部或部分过程。对于水的加热，使用E管线的热量。
主要控制
电子控制是本发明100的系统所固有的。所述控制包括物理层和控制计算机，所述控制计算机具有结合控制算法的软件。所述物理层包括传感器和驱动器。本发明100的每个功能性模块均具有传感器，所述传感器涉及下述函数一比如尤其是气体流量或者气体或液体流量密度、压力、温度、速度。
所述驱动器是用于冷凝器和蒸发器的泵、由膨胀涡轮驱动的发电机、驱动压缩机的电动机、气体和液体流节流阀或阀、机械调节器如涡轮中的轮叶以及施行某种功能所需的其它部件。
优选使用分配计算机具有冗余的处理来确保控制的安全和及时。
本发明100的主要控制功能包括：
●控制RWGS组件中引入二氧化碳到一氧化碳的完全转化；
●控制费-托组件输出气体的排放以将该输出物流中的烃或其它气体维持在预定的浓度；
●控制供应至RWGS组件入口的氢；
●控制供应至FT组件入口的氢；
图29-32描述本发明100控制过程1500的不同系统。图29描述RWGS组件的控制。RWGS组件控制的主要目的在于使用反馈控制将引入的二氧化碳尽可能充分地转化成一氧化碳。
引入二氧化碳的流量经由节流装置1502进行控制，所述节流装置1502具有由电力驱动器1504驱动的调节元件。在节流阀1502之后设置用于引入二氧化碳的流量计1506。在RWGS组件的出口处设置用于一氧化碳的第二流量计1508。将两个流量计的输出物供料至如图所示的误差放大器1512的入口，并且那些输入以摩尔速度进行校准。这种放大器的输出驱动电力驱动器1504。
如果一氧化碳的量变得低于二氧化碳的量，则误差放大器的输出减少节流阀的驱动并且降低二氧化碳的流量，从而造成两个流量之间的差异较小，并带有这种负反馈回路误差带宽。
图30给出FT组件的控制。控制FT组件的主要目的在于将组件出口处的烃或其它气体如合成气维持在一定的水平，以达到使FT组件循环回路流出的合成气排放最小的最终目的。
将FT亚组件出口处的控制气体流量计1522设置在分流器322之前。来自该流量计的信号供入误差放大器1526，在误差放大器1526中，来自流量计的信号与参比水平进行比较。这种放大器的输出供至电力驱动器1528，所述电力驱动器1528控制分流器322的流量控制元件1532。
这是负反馈回路并且处于稳态状态，流量控制装置1532提供了足够的流出气体以便将控制气体的量保持在如参比水平所规定的稳态。如果控制的气体较多，随后将流量控制装置打开得更大并减少该过量，反之亦然。
图31给出对RWGS亚组件的氢供应的控制。这种控制的主要目的在于针对RWGS亚组件出口处期望的H2/CO比供应足够的氢。
通过同一流量计1506来测量引入二氧化碳的流量。还有另一个氢流量计1544。二氧化碳流量计的输出供入倍增器1546，所述倍增器1546通过RWGS亚组件入口处期望的氢与二氧化碳的比值来放大信号。在一个优选的实施方式中，所述比值在1.5与3.2之间。来自放大器和氢流量计的信号反馈至误差放大器1548，并且以摩尔速度校准那些输入值。这种放大器的输出值供给驱动器1552以控制氢流量调节器1554，所述调节器1554可以如节流阀一样简单。
氢由电解器供应。电解器是负反馈回路。当放大器1548的输出值为零时，电解器的静态条件允许氢流动。如果供应的二氧化碳量降低，则放大器1548的输出信号将减小经由1554的流量。反之亦然。
图32给出对FT亚组件入口处氢供应的控制。这种控制的主要目的在于调节分离器328与分流器332之间的氢与一氧化碳的比值以便在FT亚组件中所需的烃产量。
通过流量计1562测量一氧化碳的流量以及通过流量计1564测量氢的流量。这两个流量计以摩尔速度进行校准。来自流量计1562的信号供至倍增器1566，其中放大系数代表出口处氢与一氧化碳的期望比值。在一个优选的实施方式中，所述比值约为2，其与FT亚组件入口处的比值相似，并且作为据此描述的具体类型FT反应器的操作条件的函数进行变化。
倍增器1566和流量计1564的输出值供至误差放大器1568。该放大器的输出值供至控制驱动器1572，所述控制驱动器1572电力驱动可以与节流阀一样简单的氢流量控制装置1574的调节机构。氢由电解器通过该流量控制器1574供料至FT亚组件的入口。
这是负反馈回路。当放大器1568的输出值为零时，输送至FT亚组件的氢量恰好可以获得期望的放大器系数。如果在FT亚组件出口处检测到更多的氢，则流量控制装置1574将进行调节以通过较少的氢，反之亦然。
在池区还有水位控制器。所述水位控制器调节安装在排水管中的排水机构。所述水位控制器是通过排水来维持贮罐内液面的常规控制器。
电能的使用
表1总结地描述了此处所描述的效率和电能使用的计算。
能量流量的概括表(kJ)
氧化碳进料     CO2     CO2     CO     CO
效率限     最小     最大     最小     最大
用于电解的能量     853     753     578     510
用于RWGS反应的能量     41     37     -      -
来自FT反应的能量     (146)     (176)     (146)     (176)
用于处理的能量     200     150     133     100
总电能(TEE)     948     764     565     434
烃化合物的高热值(HHV)     670     680     670     680
能量效率，％(HHV/TEE)     71     89     119     157
每单位高热值使用的电能(TEE HHV)     1.4     1.1     0.84     0.64
TEE过量(不足)，％     40     10     (16)     (36)
在表1中，给出了两种氧化碳的计算值。对于每种氧化碳，将如下文示例性描述中所解释的并且产生最低效率的所有值归纳在一列中，并且将产生最高效率的所有值归纳在另一列中。效率定义为烃化合物燃烧的高热值(HHV)与由外部来源供应至处理过程和装置的总电能(TEE)的比值。使用的电能定义为效率的倒数值，即TEE比HHV。
在表1的最后一行，给出过量或不足的电能。例如，在使用二氧化碳作为输入并且在具有最低效率的情况下，将需要比所产生的烃化合物燃烧的高热值多出40％的电能。在使用二氧化碳作为输入并且在具有最高效率的情况下，仅需要多使用10％的电能。
在一氧化碳作为输入的情况下，由于一氧化碳具有一定燃烧能(与之相比，二氧化碳不具有燃烧能)，因此明显地需要实质上较少的电能。出于这种原因，使得在一氧化碳作为输入并且在具有最低效率的情况下，将需要比所产生的烃化合物燃烧的高热值少16％的电能。在使用一氧化碳作为输入并且在具有最高效率的情况下，将需要少36％的电能。
下文是对表1内容的描述，其中为了简单起见，所有的能量均按照一摩尔二氧化碳转化为烃化合物给出。
作为温度的函数并且在提供等温操作的电流密度下，电解水所需的电能为每摩尔氢274和286kJ之间。在优选的实施方式中，据估计其将是275kJ。需要3.1摩尔的氢来再循环1摩尔的二氧化碳，因此，将需要853kJ的电来进行等温操作。对于较低的电流密度，该电能的量将更低，例如达到100kJ以下。在这样的情况下，该不足将由该装置中的其它过程来供应。当然，对于较高的电流密度，将需要更多的电能并且必须除去额外的热量。一部分此热量可以进行再循环以便经由发电机电动供料至电解器。当然，不可能将所有的热量回收并且总能量消耗将会提高。
作为操作条件的函数，RWGS反应适度地吸热并且每转化1摩尔二氧化碳需要37-41kJ。这是可以使用该装置中产生的热量的另一过程。
费-托反应高度放热并且每转化1摩尔一氧化碳产生146-176kJ。这种反应是该装置、方法和系统中热量的主要来源。
其它能量需要来自难以回收的、在方法中所散失的能量以及来自引入和流出产物的焓差，所述难以回收的能量比如轴承的损耗、电动机、变压器、整流器、辐射和对流损耗等等。重要的是应注意这仅仅是按照图20的处理而在气体与液体的可逆过程中的损耗。出于这种原因，据估计这些损耗在每摩尔二氧化碳150-200kJ的范围内。
FT反应器的输出是具有不同燃烧能的烃化合物的混合物。根据这种估计，在水用于再循环时使用燃烧的高热值。在化合物的混合物中，这种能量为每转化1摩尔二氧化碳大约670-680kJ。
使用所有的这些值来计算所产生的烃化合物燃烧的每单位量高热值所需要输入的电能量，所述烃化合物在此处描述的过程和系统中使用电能产生。当只使用二氧化碳输入时，该范围在1.4和1.1之间。也就是说，这意味着该系统需要从外部来源获取比烃化合物燃烧能高热值所含有的能量多10-40％的电能，其中烃化合物燃烧的最终产物为二氧化碳和水。
这种能量使用与煤至液体转化的能量使用相比同样有利，即在2.5范围内，和在气体到液体转化(GTL)中能量使用在1.7的范围内。在两种情况下，输入为煤或者气体的高热值。
在本系统中，与使用二氧化碳相比，当使用来自外部来源的一氧化碳时，使用更少的电能。在这种情况下，系统将需要少于1摩尔的氢，并且逆向水煤气变换反应器不需要热量。然后水电解所需要的能量将在275kJ/mol到275kJ/mol乘以2.1摩尔得到578kJ的范围内。此外，由于省略了RWGS过程和二氧化碳分离过程，因此在气体处理过程中损失的量将至少减少三分之一，因而将为100-130kJ。这就使得所需要的外部电能在烃化合物的高热值的0.64与0.84之间。
为了实现对外部供电的这种有利的低使用，实施了下述的主要内部能量流：
●使用热泵由费-托输送至RWGS；
●如果需要，作为蒸汽的冷凝热由费-托输送至电解器；
●由费-托输送至所有过程的热量使用；
●由费-托输送至电解器从而将残留的热用于发电；
●由内部的气体膨胀器-发电机输送至内部的压缩机-发动机；和
●使用工作流体的相变由内部的气体/液体冷却器输送至内部的气体/液体加热器。
整个系统优选的替代方案
除了使用FT反应器将合成气转化成液体燃料之外，还希望生产天然气的主要成分-甲烷。可以使用下述的催化反应来实现此目的：
CO+3H2→CH4+H2O      (7)
此外，如本领域公知的，可以由该合成气生产其它不同的烃物质。
在本发明另一个优选的实施方式中，可以在天然气田附近设置一种装置来采集二氧化碳并输送CH4。在许多天然气井中，具有大量的二氧化碳，或许一部分二氧化碳是由于所述原因而被封闭的。在某些情况中，可以使用下述的Sabatier反应而绕过所公开的RWGS和FT过程：
CO2+4H2→CH4+2H2O    (8)
在此过程中，释放的热量与大约300℃下进行的FT方法(每摩尔氧化碳)和转化中释放的热量相似。
可以使用两种不同的反应来替代所公开的FT和RWGS过程。第一种是鲁奇法(Lurgi process)，也称为Carnol法。第二种是甲醇至汽油(MTG)法。
尽管在逆向水煤气变换反应中，二氧化碳与氢反应产生一氧化碳和水，但鲁奇法或Carnol法使用了与逆向水煤气变换反应相同的反应物，使用不同的催化剂和反应条件以生产甲醇。因此，在本发明的另一个实施方式中，RWGS反应可以替换为鲁奇法或Carnol法，所述鲁奇法或Carnol法如下：
CO2+3H2→CH3OH+H2O  (9)
然后将此反应产生的甲醇用于MTG过程，MTG过程对于形成汽油基础的轻烃具有高的选择性。
虽然已经以其优选形式公开了本发明，但是对于本领域的技术人员显而易见的是在不偏离本发明及下述权利要求所述的等同物的精神和范围的情况下可以对其作出多种改进、添加和删除。

Claims (56)

1.一种用于生产烃化合物的方法，其包括下述步骤：
a)由水产生氢气；
b)产生烃化合物和热能的混合物，其中所述烃化合物由至少一氧化碳气体和氢气产生；
c)改变所述方法中所述气体的温度或压力或两者都改变；和
d)将至少一部分所述热能传递至一个或多个所述方法中。
2.权利要求1的方法，其还包括通过使用一部分所述氢气与二氧化碳气体组合来形成一氧化碳气体。
3.权利要求2的方法，其中形成所述一氧化碳气体使用逆向水煤气变换反应器。
4.权利要求1-3的方法，其中所述气体压力的改变在至少接近等温的情况下进行。
5.一种用于生产烃化合物的方法，其包括下述步骤：
a)由水产生氢气；
b)产生烃化合物和热能的混合物，其中所述烃化合物由至少一氧化碳气体和氢气产生；
c)改变所述方法中所述气体的温度或压力；和
其中所述气体的压力的改变是在至少接近等温的情况下进行的。
6.权利要求5的方法，其还包括通过使用一部分所述氢气与二氧化碳气体组合来形成一氧化碳气体。
7.权利要求6的方法，其中形成所述一氧化碳气体使用逆向水煤气变换反应器。
8.权利要求5-7的方法，其中至少一部分所述热能在所述方法中传递。
9.权利要求3的方法，其中至少一部分所述热能被传递至反应器中进行的所述逆向水煤气变换过程。
10.权利要求1-9的方法，其中所述氢气通过使用电能由水产生。
11.权利要求10的方法，其中至少一部分所述热能被转化成一部分所述电能。
12.权利要求1-11的方法，其中所述气体温度的改变是在至少接近绝热的情况下进行的。
13.权利要求1-12的方法，其中所述烃化合物在精炼厂使用所述氢气进行提质处理形成烃燃料。
14.权利要求1-13的方法，其中所述氢气通过使用水电解器产生。
15.权利要求14的方法，其中电力供应至所述电解器，所述电力供应包括与具有三相以上的多相电力供应相连的整流器。
16.权利要求3、4和7-15的方法，其中向所述逆向水煤气变换反应器供应在化学计量上比用于将二氧化碳气体转化为一氧化碳气体的二氧化碳气体更大量的氢气。
17.权利要求3、4和7-16的方法，其中所述逆向水煤气变换反应器包括一个或多个串联连接的具有中间蒸汽分离的反应器。
18.权利要求3、4和7-17的方法，其还包括：从至少一个逆向水煤气变换反应器的流出物流中分离至少一部分二氧化碳气体，并将其返回至至少一个逆向水煤气变换反应器的入口。
19.权利要求1-18的方法，其中产生烃化合物的混合物的过程包括至少一个费-托反应器。
20.权利要求19的方法，其中所述费-托反应器包括一个或多个串联连接的具有至少中间蒸汽分离的费-托反应器。
21.权利要求19和20的方法，其中各费-托反应器在不同的温度下进行操作。
22.权利要求21的方法，其中所述一氧化碳气体和所述氢气以不同的量供料至所述费-托反应器以形成不同比例的烃化合物。
23.权利要求1-22的方法，其还包括在燃烧器发电机中燃烧一种或多种所述烃化合物以产生至少一部分所述电能的过程。
24.权利要求3、4和7-23的方法，其还包括热量泵送过程，所述热量泵送过程将来自一部分所述热能的热量传递至所述逆向水煤气变换反应器需要的热量。
25.权利要求1-24的方法，其还包括热量分配过程，其中提供了连接两个或多个所述方法的热量分配管线，用于接收来自所述方法的热量或者用于将热量供应至所述方法以减少对外部供应的此类热量或热能的余量的需求。
26.权利要求25的方法，其中至少一些热量分配管线穿过一个或多个所述方法中使用的换热器以进行热量或热能的交换，其中热量分配管线中传递热量或热能的工作流体在所述换热器上游为气态和在所述换热器下游为液态。
27.权利要求1-26的方法，其中所述方法对于不是由使用所述热能提供的电能需求低于所述烃化合物的高热值的1.7倍。
28.权利要求1-26的方法，其中所述方法对于不是由使用所述热能提供的电能需求低于所述烃化合物的高热值的1.25倍。
29.一种用于生产烃化合物的系统，其包括：
由水产生氢气的单元；
产生烃化合物和热能的混合物的单元，其中所述烃化合物由至少一氧化碳气体和氢气产生；
改变一个或多个所述单元之间的所述气体的温度和/或压力的单元；和
将至少一部分所述热能传递至一个或多个所述单元的管线。
30.权利要求29的系统，其还包括使用一部分所述氢气与二氧化碳气体组合来形成一氧化碳气体的单元。
31.权利要求30的系统，其中形成所述一氧化碳气体的单元是逆向水煤气变换反应器。
32.权利要求29-32的系统，其中所述气体的压力改变是在至少接近等温的情况下进行的。
33.一种用于生产烃化合物的系统，其包括：
由水产生氢气的单元；
产生烃化合物和热能的混合物的单元，其中所述烃化合物由至少一氧化碳气体和氢气产生；
改变一个或多个所述单元之间所述气体的温度和/或压力的单元；和
用于在至少接近等温的情况下改变所述气体压力的管线。
34.权利要求33的系统，其还包括使用一部分所述氢气与二氧化碳气体组合来形成一氧化碳气体的单元。
35.权利要求34的系统，其中形成所述一氧化碳气体的单元是逆向水煤气变换反应器。
36.权利要求33-35的系统，其中至少一部分所述热能被传递至一个或多个所述单元。
37.权利要求31的系统，其中至少一部分所述热能被传递至所述逆向水煤气变换反应器。
38.权利要求29-37的系统，其中所述氢气通过使用电能由水产生。
39.权利要求38的系统，其中至少一部分所述热能转化为一部分所述电能。
40.权利要求29-39的系统，其中所述气体温度的改变是在至少接近绝热的情况下进行的。
41.权利要求29-40的系统，其中所述烃化合物使用所述氢气在精炼厂进行提质处理以形成烃燃料。
42.权利要求29-41的系统，其中所述氢气通过使用水电解器产生。
43.权利要求42的系统，其中电力供应至所述电解器，所述电力供应包括与具有三相以上的多相电力供应相连的整流器。
44.权利要求31、32和35-43的系统，其中向所述逆向水煤气变换反应器供应在化学计量上比用于将二氧化碳气体转化为一氧化碳气体的二氧化碳气体更大量的氢气。
45.权利要求31、32和35-44的系统，其中所述逆向水煤气变换反应器包括一个或多个串联连接的具有中间蒸汽分离的反应器。
46.权利要求31、32和35-45的系统，其还包括用于从至少一个逆向水煤气变换反应器流出物流中分离至少一部分二氧化碳气体并将其返回至至少一个反应器入口的单元。
47.权利要求29-46的系统，其中用于产生烃化合物的混合物的单元包括至少一个费-托反应器。
48.权利要求47的系统，其中所述费-托反应器包括一个或多个串联连接的具有至少中间蒸汽分离的费-托反应器。
49.权利要求47和48的系统，其中各费-托反应器在不同的温度下进行操作。
50.权利要求49的系统，其中所述一氧化碳气体和所述氢气以不同的量供料至所述费-托反应器以形成不同比例的烃化合物。
51.权利要求29-50的系统，其还包括用于在燃烧器发电机中燃烧一种或多种所述烃化合物的单元以产生至少一部分所述电能。
52.权利要求31、32和35-51的系统，其还包括热泵，所述热泵将来自一部分所述热能的热量传递至所述逆向水煤气变换反应器需要的热量。
53.权利要求1-52的系统，其还包括连接两个或多个所述方法的热量分配管线，所述热量分配管线用于接收来自所述方法的热量或者用于将热量供应至所述方法以减少对于外部供应的此类热量或热能的余量的需求。
54.权利要求53的系统，其中至少一些热量分配管线穿过一个或多个所述方法中使用的换热器以进行热量或热能的交换，其中所述热量分配管线中传递热量或热能的工作流体在所述换热器上游为气态和在所述换热器下游为液态。
55.权利要求29-54的方法，其中所述方法对于不是由使用所述热能提供的电能需求低于所述烃化合物的高热值的1.7倍。
56.权利要求29-54的方法，其中所述方法对于不是由使用所述热能提供的电能需求低于所述烃化合物的高热值的1.25倍。
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