CN116490643A - 用于二氧化碳反应器控制的系统和方法 - Google Patents

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Abstract

任选地包括碳氧化物反应器的系统。用于碳氧化物反应器控制的方法，任选地包括基于期望的输出组成来选择碳氧化物反应器的各个方面，在受控的工艺条件下运行碳氧化物反应以产生期望的输出组成，和/或改变工艺条件以改变输出组成。

Description

用于二氧化碳反应器控制的系统和方法
通过引用并入
PCT申请表与本申请文件同时提交，作为本申请的一部分。本申请要求同时提交的PCT申请表中所标识的每项申请的利益或优先权，所述每项申请都通过引用将其全文并入本文并用于所有目的。
政府支持声明
本发明是在以下政府支持下完成的：美国国家科学基金会授予的第1738554号，美国能源部科学办公室授予的第DE-SC0015872、DE-SC0017725、DE-SC-0018549和DE-SC0018549号，以及美国空军授予的第FA864920P0616和FA8649-19-9-9026号协议。美国政府对本项发明有一定的权利。
技术领域
本公开大体上涉及碳氧化物反应器领域，更具体地，涉及用于碳氧化物反应器领域中反应器控制的新的有用系统和方法。
背景技术
用于二氧化碳反应器控制的典型系统和方法聚焦于使与一氧化碳(CO)和/或其他含碳产品(CCP)生产相关的方面最大化，例如使CO与其他反应器产物的比率(例如CO:H2比率)、CO浓度和/或总CO输出或输出速率最大化或对其进行调整。
因此，在碳氧化物反应器领域，需要创建一种用于反应器控制的新的、有用的系统和方法。
发明内容
本公开的一些方面涉及用于生产聚碳酸酯聚合物的系统。这种系统可以通过以下特征来表征：(a)二氧化碳还原电解器，其包括膜电极组件，所述膜电极组件包括一个或多个离子传导聚合物层和用于促进二氧化碳化学还原为一氧化碳的阴极催化剂；(b)多个中间反应器，其共同配置为接收由二氧化碳还原电解器产生的一氧化碳并产生一种或多种中间化学品；和(c)聚碳酸酯合成反应器，其配置为接收所述一种或多种中间化学品或其一种或多种衍生物并合成聚碳酸酯聚合物。
本公开的一些方面涉及用于生产聚碳酸酯聚合物的方法。这种方法可以通过以下操作来表征：(a)在二氧化碳还原电解器中将二氧化碳还原为一氧化碳，所述二氧化碳还原电解器包括膜电极组件，所述膜电极组件包括一个或多个离子传导聚合物层和用于促进二氧化碳化学还原为一氧化碳的阴极催化剂；(b)在多个中间反应中的一个或多个中使由二氧化碳还原电解器产生的一氧化碳反应以产生一种或多种中间化学品；和(c)由所述一种或多种中间化学品或其一种或多种衍生物合成聚碳酸酯聚合物。
本公开的一些方面涉及用于生产金属甲酸盐的系统。这种系统可以通过以下特征来表征：(a)二氧化碳还原电解器，其包括膜电极组件，所述膜电极组件包括一个或多个离子传导聚合物层和用于促进二氧化碳化学还原为一氧化碳的阴极催化剂；(b)甲酸盐合成反应器，其配置为接收由所述二氧化碳还原电解器产生的一氧化碳并产生金属甲酸盐；和(c)一个或多个单元，其配置为分离和/或纯化由甲酸盐合成反应器产生的金属甲酸盐。
本公开的一些方面涉及用于生产金属甲酸盐的方法。这种方法可以通过以下操作来表征：(a)在二氧化碳还原电解器中将二氧化碳还原为一氧化碳，所述电解器包括膜电极组件，所述膜电极组件包括一个或多个离子传导聚合物层和用于促进二氧化碳化学还原为一氧化碳的阴极催化剂；(b)使由二氧化碳还原电解器产生的一氧化碳与金属氢氧化物反应以产生金属甲酸盐；和(c)分离和/或纯化在(b)中产生的金属甲酸盐。
本公开的一些方面涉及用于生产一种或多种化合物的系统。这种系统可以通过以下特征来表征：(a)二氧化碳捕获单元，其配置为从空气中捕获二氧化碳并以大于空气中二氧化碳浓度的浓度输出二氧化碳；和(b)二氧化碳还原电解器，其包括膜电极组件，所述膜电极组件包括一个或多个离子传导聚合物层和用于促进二氧化碳化学还原为含碳反应产物的阴极催化剂。所述系统可以配置为从二氧化碳捕获单元向二氧化碳还原电解器提供二氧化碳。
本公开的一些方面涉及用于生产液体烃的系统。这种系统可以通过以下特征来表征：(a)二氧化碳还原电解器，其包括膜电极组件，所述膜电极组件包括一个或多个离子传导聚合物层和用于促进二氧化碳化学还原为一氧化碳的阴极催化剂；和(b)费托反应器，其配置为从一氧化碳和氢产生液体烃混合物，其中所述系统配置为将一氧化碳和氢从所述二氧化碳还原电解器输送到所述费托反应器。
本公开的一些方面涉及用于生产一种或多种化合物的系统。这种系统可以通过以下特征来表征：(a)碳氧化物还原电解器，其包括膜电极组件，所述膜电极组件包括一个或多个离子传导聚合物层和用于促进碳氧化物的化学还原成含碳反应产物的阴极催化剂；和(b)气体发酵反应器，其配置为接收由二氧化碳还原电解器产生的含碳反应产物并产生一种或多种化合物。
以下将参考相关附图详细描述本公开的这些和其他特征。
附图说明
图1是方法的实施方案的流程图。
图2A-2B分别是系统的实施方案和所述实施方案的变体的示意图。
图2C-2D分别是系统的所述实施方案的第一和第二示例的示意图。
图3A-3B分别是反应器输出对电流密度的理想化和非理想化依赖性的示例。
图4描述了气体发酵系统，所述系统包括气体发酵生物反应器上游的碳氧化物还原电解器。
图5描述了包括二氧化碳电解器的系统，所述二氧化碳电解器配置为产生合成气。
图6A描述了配置为生产液体烃的费托系统，其中碳源是碳氧化物原料，例如含有二氧化碳和/或一氧化碳的原料。
图6B描述了配置为生产液体烃的费托系统，其中碳源是碳氧化物原料，来自系统的尾气重整以产生另外的一氧化碳和氢。
图7A说明了空气捕获CO2电解器系统，包括直接空气CO2捕获子系统和CO2还原电解器子系统。
图7B说明了空气捕获CO2电解器系统，所述系统包括车辆或船舶上的直接空气CO2捕获子系统。
图8A显示了使用二氧化碳还原电解器生产聚碳酸酯聚合物的系统的一般表示。
图8B显示了具有二氧化碳还原电解器的聚碳酸酯合成系统的一个示例，所述电解器配置为接收作为反应物输入的二氧化碳和水以及驱动阳极和阴极处的电解反应的电力。
图8C描述了聚碳酸酯生产系统。
图8D说明了聚碳酸酯合成系统，所述系统具有从二氧化碳电解器到双酚A合成反应器的平行路径，以将丙酮输入输送到反应器。
图8E描述了包括聚碳酸酯合成反应器的聚碳酸酯生产系统，所述聚碳酸酯合成反应器配置为接收光气和双酚A，所述光气源于由电解器产生的一氧化碳，所述双酚A来自接收发酵产生的丙酮的反应器。
图8F描述了包括电解子系统的聚碳酸酯生产系统，所述电解子系统包括二氧化碳还原电解器和氯碱系统。
图8G描述了聚碳酸酯生产系统，所述系统采用来自二氧化碳还原电解器子系统的三条独立路径。
图8H描述了聚碳酸酯聚合物生产系统，包括二氧化碳还原电解器和用于将一氧化碳和氢输送至气体发酵和转化反应器或子系统的部件，所述子系统配置为直接产生苯酚和过量二氧化碳。
图9说明了示例的甲酸盐生产系统，所述系统包括二氧化碳还原电解器、甲酸盐生产反应器和各种下游甲酸盐回收单元。
图10A描述了单乙二醇(MEG)生产系统，包括碳氧化物电解器、环氧乙烷生产反应器和MEG生产反应器。
图10B描述了包括二氧化碳电解器和MEG生产反应器的MEG生产系统。
图11提供了可用于生产聚对苯二甲酸乙二醇酯的系统的示意图。
图12示意性地说明了由二氧化碳电解器产生的一氧化碳和氢生产乙酸的系统。
图13示意性地说明了配置为从电解生成的一氧化碳生产二异氰酸酯的系统。
图14提供了可用于生产聚氨酯的系统的示意图。
图15描述了包括二氧化碳电解器的系统，所述二氧化碳电解器配置为产生用于生产草酸的一氧化碳和氢。
图16说明了配置为从电解器产生的一氧化碳生产草酸的系统。
图17A描述了包括二氧化碳电解器、金属甲酸盐生产反应器和草酸形成反应器的系统。
图17B描述了使用来自二氧化碳电解器的一氧化碳生产草酸的工艺和一些相关部件。
图18描述了包括二氧化碳电解器的系统，所述二氧化碳电解器配置为产生用于生产草酸的一氧化碳和氢。
图19描述了用于验证含有二氧化碳和可能的其他成分(如氢)的一氧化碳流的系统。
图20说明了具有低温预处理子系统和吸附剂后处理子系统的混合一氧化碳纯化系统。
图21A说明了具有上游DAC单元和下游DAC单元的系统，所述上游DAC单元配置为从空气中浓集二氧化碳，所述下游DAC单元配置为从二氧化碳电解器的产物气体中去除未反应的CO2。
图21B说明了具有DAC单元的系统，所述DAC单元配置为从空气中捕获二氧化碳并从电解器的产物气体中分离未反应的二氧化碳。
图22A描述了将碳氧化物还原电解器连接到电网或其他电能来源的系统。
图22B和22C描绘了使用碳氧化物电解器的电网管理系统的进一步示例。
图23A描述了通过处理二氧化碳电解器输出以从含二氧化碳流中首先去除一氧化碳、然后去除氢来产生氢和一氧化碳的混合物的系统。
图23B描述了通过处理二氧化碳电解器输出以直接去除二氧化碳来生产氢和一氧化碳的混合物的系统。
图23C描述了通过处理二氧化碳电解器输出以从含二氧化碳流中首先去除一氧化碳、然后去除氢来产生氢和一氧化碳的混合物的系统。
图23D描述了通过处理二氧化碳电解器输出以直接去除二氧化碳来产生氢和一氧化碳的混合物的系统。
发明详述
以下对优选实施方案的描述并非旨在将本公开限制于这些实施方案，而是为了使本领域技术人员能够制作和使用本公开。
概述
用于二氧化碳反应器控制的系统和/或方法可配置为控制反应器生产的各个方面，例如与反应器产物的数量、浓度和/或比率相关的方面。电化学碳氧化物还原槽(cel l)可以与各种其他化学处理系统(例如化学反应器、化学分离单元、纯化单元等)以及相关的传感和/或控制系统集成。集成的系统可以采用电化学碳氧化物还原槽和设置在所述电化学碳氧化物还原槽的上游、下游或与之平行的另一化学处理系统。
碳氧化物反应物的实例包括二氧化碳和一氧化碳，典型地但不必然是气态形式。碳氧化物反应剂的其他实例包括碳酸根离子和化合物，以及碳酸氢根离子和化合物。
用于二氧化碳反应器控制的典型系统和方法集中于与一氧化碳(CO)和/或其他含碳产品(CCP)(例如含碳物质(CCS))的生产相关的方面的最大化，例如使CO与其他反应器产物的比率(例如CO:H2比率)、CO浓度和/或总CO输出或输出速率最大化。
然而，对于一些应用，简单地使各方面值最大化可能是所不需要的，并且对这些方面的任意控制(例如动态或选择性方面控制以满足目标方面值范围内的值)而不是简单的最大化可为有益的。例如，可需要选择性地控制反应器产物的CO:H2比率(例如能够在对于给定系统和/或工艺而言可能的最高CO:H2比率降至约1:3CO:H2或更低的范围内进行任意控制)。通过这样的控制，反应器输出可以更有效地用于(例如其中反应器输出直接进料至后续输入)应用，例如通过费托工艺生产液体烃(例如控制反应器以产生约1:2的CO:H2输出比)、化学合成工艺、和/或气体(例如合成气)发酵工艺(例如生物反应器)。
系统
所述系统可包括二氧化碳反应器，例如从包含二氧化碳的输入(例如输入流，例如流体流)生成含碳产物(例如CO、烷烃、醇等)和/或氢的反应器。示例性碳氧化物电解器如图2A-2D中所示。所述反应器可以配置为接受气相二氧化碳输入和/或使用气相二氧化碳进行反应(例如是气相反应器)，但可以附加地或替代地接受液相二氧化碳、超临界流体相二氧化碳、固相二氧化碳和/或任何其他合适的二氧化碳输入。虽然本文的讨论集中于二氧化碳反应器，但在许多情况下，所述讨论同样适用于一氧化碳反应器(例如电化学一氧化碳还原反应器)和碳酸盐和/或碳酸氢盐还原反应器。因此，除非上下文中另有规定或明确，否则对二氧化碳反应器的提及应更广泛地理解为碳氧化物反应器。如所指出的，反应器可以是电解器(例如电化学反应器)，例如气相聚合物电解质膜电解器，但可以附加地或替代地包括任何其他合适的反应器。
反应器可包括一个或多个：电极(例如阳极、阴极)、催化剂(例如在阴极和/或阳极内和/或附近)、气体扩散层(例如邻近阴极和/或阳极)、和/或流场(例如限定在电极和/或气体扩散层内和/或附近，例如限定在跨过气体扩散层与阴极相对的一个或多个通道)。在一些实施方案中，反应器包括具有一个或多个聚合物电解质膜(PEM)的在反应器的阳极和阴极之间提供离子连通的膜叠层(membrane s tack)或膜电极组件(MEA)。在一些实施方案中，所述反应器包括膜叠层，所述膜叠层包括：阴极层，所述阴极层包括还原催化剂和离子传导聚合物；PEM膜(例如双极膜、单极膜等，包括一个或多个阴离子导体的膜如阴离子交换膜(AEM)、质子和/或阳离子导体如质子交换膜、和/或任何其他合适的离子传导聚合物，包括一个或多个缓冲层的膜，等等)；以及包括氧化催化剂和离子传导聚合物的阳极层。每层的离子传导聚合物可以是相同或不同的离子传导聚合物。
在一些实施方案中，一种或多种催化剂(例如还原催化剂、氧化催化剂)可包括催化剂颗粒(例如限定颗粒的多孔网络)，例如纳米颗粒。一种或多种催化剂可以另外或可替代地包括一种或多种聚合物电解质，任选地，其中聚合物电解质与催化剂纳米颗粒混合(例如布置在多孔网络内，例如加载到由多孔网络限定的开放区域中)。催化剂纳米颗粒可以限定一个或多个特征尺寸(例如平均尺寸、中值尺寸、最小尺寸、最大尺寸、颗粒尺寸分布的特定百分位数处的尺寸等)和/或所述多孔网络可以限定孔隙率(例如网络内的空白空间的分数)、密度、迂回性(circui tousness)(例如每层厚度、面积和/或体积的特征路径长度，例如穿过空白空间的路径或沿着互连颗粒的路径等)和/或任何其他合适的多孔网络度量。
在一些配置中，双极MEA具有以下叠层布置：阴极层/阴极缓冲层(阴离子传导层)/阳离子传导层(可为PEM)/阳极层。在一些实施方式中，双极MEA具有含有阴离子传导聚合物的阴极层和/或含有阳离子传导层的阳极层。在一些实施方式中，双极MEA在阳离子传导层和阳极层之间具有阳极缓冲层，所述阳极缓冲层可以包含阳离子传导材料。
在一些配置中，双极MEA具有以下叠层布置：阴极层/阳离子传导层(可为PEM)/阴离子传导层/阳极层。在一些应用中，具有这种布置的双极MEA被配置在用于还原碳酸盐和/或碳酸氢盐原料(例如碳酸盐和/或碳酸氢盐的水溶液)的系统中。
在一些配置中，MEA具有以下叠层布置：阴极层/阴离子传导层/阳极层。在一些实施方式中，这种MEA在阴极层和阳极层之间没有阳离子传导层。在一些应用中，在阴极和阳极之间仅含有阴离子传导材料的MEA被配置在用于还原一氧化碳原料的系统中。
在一个示例中(“反应器配置A”)，系统包括：碳纤维纸气体扩散层(例如Sigracet39BC)；催化剂层，其包含约20重量％的Vulcan碳上的约4nm金颗粒和阴离子传导聚合物(例如Fumasep FAA-3)；双极PEM；以及流场，例如单、双、三或四螺旋形(serpentine)流场或交指形(interdigitated)流场。在特定示例中，电极限定了约25cm2的面积，但是可以附加地或替代地限定任何其他合适的面积。
在一些实施方案中，反应器包括一个或多个元件，如2017年5月3日提交的标题为“Reactor with Advanced Archi tecture for the Electrochemical Reaction of CO2,CO and Other Chemical Compounds”的美国专利申请序列号15/586182中所述，所述申请在此通过引用将其全文并入本文。然而，反应器可以附加地或替代地包括任何合适的布置的任何其他合适的元件。
关于系统和/或方法的可选实施方案和/或元件的附加信息在2017年5月3日提交的美国专利申请公开号2017/0321334和2019年11月25日提交的美国临时专利申请号62/939960中提供，所述申请都通过引用全文并入本文。
碳氧化物还原反应器可包括多于一个的槽或MEA。多个槽或MEA可以布置在叠层中，彼此串联和/或并联电连接。除非另有说明，否则本文中对碳氧化物还原反应器、碳氧化物电解器等的所有提及体现为单池电解器和电解器的多槽叠层。
碳氧化物还原反应器可从各种来源获得碳氧化物。如上所述，碳氧化物反应物的实例包括二氧化碳、一氧化碳、碳酸盐和/或碳酸氢盐。在一些实施方案中，碳酸盐或碳酸氢盐以水溶液(例如碳酸氢钾水溶液)的形式提供，其可以被输送到还原槽的阴极。碳酸盐和碳酸氢盐可以从各种来源(例如矿物)和/或通过各种反应(例如二氧化碳与氢氧化物反应)获得。
系统可任选地包括连接到本公开的二氧化碳反应器的输入的上游二氧化碳输入源，包括以下的一个或多个：生物气生产系统；诸如玉米乙醇生产系统、啤酒生产系统、葡萄酒生产系统的乙醇发酵系统；天然气处理系统；水泥生产系统；能够产生高炉煤气的高炉系统，例如钢高炉系统；焦炉煤气生产系统；发电厂系统，如石油发电厂系统、天然气发电厂系统和煤炭发电厂系统；炼油厂系统；乙烯生产系统；氨生产系统；制氢系统，例如水煤气变换系统；天然气加工厂(例如Benfield加工厂)；环氧乙烷生产系统；铝冶炼系统；液化天然气(LNG)生产系统；固体原料气化器(例如城市固体废物、生物质或煤炭原料)；重整器(例如蒸汽甲烷重整器、自热重整器)；执行Boudouard反应的系统；二氧化碳的直接空气捕获(DAC)过程；行星或卫星的大气(例如火星大气)、卫星的土壤(例如地球卫星月球的土壤)和/或能够产生二氧化碳的任何其他系统。上游二氧化碳源可以直接连接到本公开的二氧化碳反应器的输入(例如用作输入，例如经由阴极流场和/或气体扩散层等连接到还原催化剂)，或者作为替代，上游源可以连接到纯化系统、气体压缩系统、或纯化系统和气体压缩系统两者(任意顺序)；其然后连接到本公开的二氧化碳系统的输入。可以使用多个纯化和/或气体压缩系统(例如洗涤器等)。
根据反应器的结构和操作条件，作为二氧化碳还原反应器的输入提供的二氧化碳、一氧化碳或碳酸盐可具有一定的浓度范围。在一些实施方案中，提供给二氧化碳还原反应器的二氧化碳的浓度为至少约20摩尔％，或至少约40摩尔％，或者至少约75摩尔％，至少约90摩尔％。在一些实施方案中，提供给二氧化碳还原反应器的二氧化碳具有约40至60摩尔％的浓度。
电解碳氧化物还原反应器的上游水源可以来自各种来源中的任何一种，并可以以各种形式存在，例如纯化自来水、纯化海水、直接空气捕获水的副产物、任选地伴随二氧化碳捕获、还可产生二氧化碳原料的燃烧过程、燃料电池副产物等。
系统可包括与本公开的二氧化碳反应器的输出连接的下游系统输入，所述下游系统能够转换来自本公开的二氧化碳反应器的化学输出。作为示例，本公开的下游系统可以包括以下的一个或多个：生物反应器系统；费托系统；厌氧发酵系统；需氧发酵系统、合成气发酵系统；酮和/或聚酮生产系统；甲酸盐生产系统；甲酸酯生产系统；甲酰胺生产系统；加氢甲酰化系统；甲醇合成系统；乙烯聚合系统；光气生产系统、异氰酸酯生产系统、聚合物(例如聚碳酸酯、聚对苯二甲酸乙二醇酯或聚氨酯)生产系统、单乙二醇生产系统、聚乙二醇生产系统、和草酸生产系统，和/或能够转化来自碳氧化物还原反应器的化学输出的任何其他系统。本公开的二氧化碳反应器输出可以直接连接(例如经由阴极流场和/或气体扩散层)到下游系统，和/或二氧化碳反应器输出可以连接到纯化系统、气体压缩系统、或纯化系统和气体压缩系统两者(任意顺序)，然后任选地连接到下游系统的输入。可以采用多个纯化系统和/或气体压缩系统。
除其他产品输出外，下游系统还可产生二氧化碳输出。一种系统可以还包括下游系统的含二氧化碳输出和二氧化碳反应器的输入之间的连接。下游系统的含二氧化碳输出可以直接连接到二氧化碳反应器的输入，或者作为替代，下游的含二氧化碳的输出可以连接到纯化系统、气体压缩系统、或纯化系统和气体压缩系统两者(任意顺序)，然后连接到本公开的二氧化碳反应器的输入。可以采用多个纯化系统和/或气体压缩系统。
二氧化碳反应器可生产一系列可用于下游系统和工艺的产品(例如甲烷、乙烯、一氧化碳(CO)、分子氢(H2)、乙醇、甲酸盐、甲酸、乙酸盐、乙酸、丙醇、丁醇、乙烷、甲醇)。可以使用不同的二氧化碳反应器(例如包括不同的层叠层、催化剂和/或催化剂层、PEM、流场、气体扩散层、槽压缩配置和/或任何其他合适的方面等)来获得不同的还原产物(例如产品组成如HCR)；然而，不同的还原产物可以附加地或替代地通过调节操作参数来实现，和/或以其他方式实现。许多可能的下游系统和工艺释放CO2(示例包括甲烷的生物利用、甲酸或甲酸盐的生物利用，乙酸或乙酸盐的生物利用、费托工艺、和甲醇合成)。在这些情况中的许多情况下，可以使用尺寸适合于特定应用的二氧化碳再循环系统，以将CO2从下游系统输出返回到本公开的二氧化碳反应器的输入，以提高整个过程的碳效率。
一种系统还可以包括连接到二氧化碳反应器的电能来源，所述电能源包括以下的一个或多个：太阳能发电系统、风能发电系统、地热发电系统、化石燃料发电系统、或任何其他能够产生电能的系统。
可采用系统以化学能的形式存储电能。例如，发电商在非高峰使用期间可能会产生多余的电力。含有碳氧化物还原反应器的系统能够快速响应消耗过剩电力的需求。它们不需要预热即可运行，并且它们可以在通电和断电状态之间循环，而不会使二氧化碳反应器恶化。快速响应电力利用需求的能力允许系统用间歇性电源(例如太阳能发电系统和风能发电系统)良好地工作。
系统的一个实施方案可以包括上游生物反应器、二氧化碳反应器和间歇性电能来源。当可从太阳能、风能、低非峰值需求或其他来源获得电力时，可使用电力可用性检测器来启动二氧化碳反应器。此外，所述系统可以通过例如提高上游生物反应器的温度和增加到上游生物反应的营养物流动来提高上游生物生物反应器的输出。对于其他上游二氧化碳源，可以根据需要使用其他手段来增加到本公开二氧化碳反应器的输入的二氧化碳流动。
本文公开的任何系统都可以包括用于测量与二氧化碳反应器连接的系统中的状态、输出和输入的部件(例如传感器、系统等)。这样的部件可以包括化学性质测量系统，例如气相色谱仪、质谱仪、红外光谱仪、可见光光谱仪和/或紫外光光谱仪；温度检测器；流量测量传感器；电力可用性检测器；和/或任何其他监测系统。监测系统可以监测输入和/或输出流的参数、输入和/或输出流的组分的参数(例如杂质浓度、二氧化碳浓度、产物浓度等)，和/或监测所述流的任何其他合适的参数。
本文公开的任何系统都可以包括用于对与二氧化碳反应器连接的系统中测量的条件做出响应的部件。这样的部件可以包括用于调节流量、温度、功耗或其他系统参数的系统。系统可以包括一个或多个二氧化碳反应器。然而，所述系统可以附加地或替代地包括任何其他适当布置的适当元件。在各种实施方案中，一个或多个监测或感测部件与控制系统结合使用，所述控制系统包括具有适当编程或构造的逻辑的控制器(例如处理器和存储器)，用于确定一个或多个操作条件应被修改并导致修改这样的操作条件。可以采用前馈和/或反馈控制系统。
方法
所述方法可以使用包括电化学碳氧化物还原反应器的上述任何部件实施，但是可以附加地或替代地使用任何其它合适的系统实施。所述方法任选地包括在受控的工艺条件下运行反应器(例如，如下文进一步详细描述)以期望的比率(例如，分子氢与CCP的比率(HCR)和/或CCP与分子氢的比率)产生期望的输出(例如，CO、H2等)，和/或改变工艺条件以改变输出和/或输出比(例如如图1所示)。
运行反应器可包括：提供一种或多种输入(例如气体、液体、固体等)，如二氧化碳、一氧化碳、碳氧化物源(例如废气)和/或水；使所有或一些输入经历反应(例如通过跨器件电极施加电压)，从而产生产物；和/或从反应器中除去产物(例如作为输出气体流)。此类反应可包括例如还原二氧化碳和/或水以生成产物如CO(和/或其他CCP，例如，甲酸、甲醇、乙二醛、甲烷、乙酸、乙醇醛、乙二醇、乙醛、乙醇、乙烯、羟基丙酮、丙酮、烯丙醇、丙醛、正丙醇等)和/或H2。然而，运行反应器可以附加地或替代地包括引起任何其他合适的反应发生，和/或可以附加地或替代地包括以任何合适的方式进行的任何其他合适元件。
所述方法可包括控制系统以实现所需的一组工艺条件(例如各个方面)，例如已知产生所需输出度量值(例如，所需的CCP∶H2比率，例如CO∶H2比率)的工艺条件。所述方法可以附加地或替代地包括例如基于实际输出和期望输出之间的差异改变工艺条件(例如减少或消除差异)。例如，所述方法可以包括：施加一组初始工艺条件；监测一个或多个输出度量(例如CCP∶H2比率)；确定输出度量不同于目标输出度量(例如大于或小于目标)；改变一个或多个工艺条件以减少输出度量差异(例如减少或增加工艺条件值，例如输出度量倾向于随着增加的工艺条件值而增加或减少的条件)；以及任选地继续监测输出度量和/或改变工艺条件(例如基于输出度量执行工艺条件的闭环控制)。
所述方法可以任选地包括确定目标输出度量，所述度量用于确定目标参数或方面(例如给定应用或下游系统的关键参数)。可以为给定工艺选择一个或多个目标输出度量。目标输出度量可以是：与应用(例如上述应用，例如费托工艺)相关联的输出度量(例如为所述应用预先确定的输出度量、由所述应用决定的输出度量、等等)；随机选择的输出度量；根据经验确定的输出度量(例如通过迭代测试和下游应用性能监测)；优化的输出度量(例如基于下游应用操作参数、反应器操作参数等)；由用户指定的输出度量；和/或以其他方式确定的输出度量。
所述方法可以任选地包括确定目标输出度量的目标值，其功能是识别目标值(从一系列值中)。在一些变体中，目标值可以是最大值或最小值(例如实际可实现的最大或最小值、理论最大或最小值等)。然而，目标值可以附加地或替代地不是极值(例如可以是介于最大值和最小值之间的中间值或值范围)。目标值可以是：与应用相关联的值(例如预定的值、预先相关联的值)；随机选择的值；根据经验确定的值(例如通过迭代目标值选择、下游应用性能的监测以及基于应用性能的目标值调整)；优化的值(例如基于下游应用操作参数、反应器操作参数等)；或以其他方式确定的值。然而，目标值可以是任何其他合适的值，并且可以以任何合适的方式确定。
在一些条件下，所述方法可实现大于95％(例如高达100％)的二氧化碳转化率(例如CO馏分收率)，例如，其中在这种条件下运行的系统可实现至少阈值转化度量。然而，所述方法可附加地或替代地包括实现大于50％、60％、70％、80％、90％的二氧化碳转化率；介于10％-100％之间的二氧化碳转化率，例如10-40、30-50、40-60、50-70、60-75、70-85、80-95、90-95、92-98、和/或95-100％；和/或任何其他合适的二氧化碳转化率。
所述方法任选地包括将反应器产物(或其子集)提供给下游的产品消费者(例如如上所述，例如关于反应器输出的应用；如下所述，如在实施例部分中；等等)。所述方法可任选地包括在生产反应器产物之后改变反应器产物(例如在将改变后的产物供给下游消费者之前，等等)。改变反应器产物可任选地包括纯化产物(例如从反应器输出流中去除杂质，例如SOx和/或NOx)。改变反应器产物可附加地或替代地包括将额外的气体(和/或其他物质)混合到反应器输出流(和/或输入流)中，例如以实现期望的输出度量。在一种变体中，如果反应器输出的CO:H2比率不同于期望值，则可以通过将反应器输出与其他气体(例如基本上纯的CO和/或H2；CO和H2的另一种混合物，例如先前生产和储存的反应器输出、第二反应器的输出、其他系统的输出和/或废气等)混合来调节所述比率。例如，可以监测输出流(和/或反应器任何其他部分中的气体)的CO:H2比率(例如在反应器生产期间连续地监测)，并且可以通过混合在其他气体中(例如添加CO和/或富含CO的混合物以增加比率，添加H2和/或富含H2的混合物以降低比率)来补偿与期望值的偏差。这个示例还可以包括改变工艺条件以校正反应器输出(例如如上关于闭环控制所述)。在第二变体中，外部气体供应(例如一个或多个其他系统(例如钢厂)的输出和/或废气)被供给到下游消费者(例如气体发酵器)，使用反应器产物来改变所述外部气体供应的CCP∶H2比率(例如CO∶H2比率)(例如如果外部气体供应中的CCP∶H2比率不同于期望值，则在反应器产物中混合以实现期望值)。例如，基于外部气体供应与期望值的偏差，可以控制工艺条件以改变反应器产物的CO:H2比率(例如响应于贫CO外部气体供应增加比率，响应于富CO外部气体供给降低比率)，和/或可以控制混合到外部气体供应中的反应器产物的数量(例如以实现期望值)。然而，反应器输出流可以附加地或替代地以任何其他合适的方式改变，或者可以不经改变而使用。
在一些示例中，所述方法包括确定与系统的一个或多个上游和/或下游元件(例如下游反应器、上游输入等)相关的一个或者多个度量(例如操作度量)。此类操作度量可以包括，例如：反应器条件，如温度、压力等；下游反应器和/或上游源输出度量，如输出数量、组成、纯度等；与下游反应器的其他输入相关的度量，例如输入数量、组成、纯度等；反应器效率度量；和/或任何其他合适的度量。在这样的示例中，所述方法可以包括基于这些度量来改变二氧化碳反应器的操作(例如改进和/或维持下游反应器的操作；改进和/或维持二氧化碳反应器的操作，例如适应上游源的变化；改进和/或维持目标输出度量，例如HCR或还原产物浓度，例如给定变化的二氧化碳源；等等)，例如通过改变二氧化碳反应器输出的HCR。然而，所述方法可以附加地或替代地包括确定任何其他合适的度量和/或以任何其他合适方式(例如基于度量)进行操作。
工艺条件
工艺条件可包括，例如，输入二氧化碳流量和/或压力、输入气体水合、电流密度、电压(例如保持在约1.5V和3V之间，附加地或替代地，在小于约1.5V、约2V-2.5V、约2V-4V、大于约4V和/或任何其他合适的电压下操作)和/或温度。工艺条件可以附加地或替代地包括系统配置，例如气体扩散层方面、催化剂方面、流场方面和/或PEM方面。然而，可以控制或针对任何其他合适的工艺条件。工艺条件可以未受控制(例如由上游系统决定)、被控制以满足目标值(例如其中目标值可以基于接收反应器输出的应用、瞬时或预期的反应器操作参数来确定，或者以其他方式确定)、或者以其它方式确定。
工艺条件可包括大于大气压力的压力(例如输入气体压力、反应器压力等)(例如在阈值压力范围内和/或大于阈值压力范围，例如约1-5、约5-10、约10-20、约20-50、约50-100、约100-300、约300-1000、约1-10、约5-50、约10-100、约20-500和/或大于约1000atm；约14-50、约50-150、约100-300、约200-500、约500-1000、约750-1500、约1000-3000、约3000-10000、约10000-20000、和/或大于约20000ps i，等等)和/或大于除气相电解器之外的电解器中典型地可行的压力，但可附加地或替代地包括基本上等于1大气压的压力、小于约1大气压的压力和/或任何其他合适的压力。工艺条件可包括高于典型室温的温度(例如反应器温度)(例如在阈值温度范围内和/或高于阈值温度范围，例如约25-50、约40-60、约50-100、约50-75、约70-100和/或大于约100℃等)和/或大于除气相电解器之外的电解器中典型地可行的温度，但可附加地或替代地包括基本上等于室温的温度(例如约20-30℃)、低于室温的温度和/或任何其他合适温度。然而，工艺条件可以附加地或替代地包括任何其他合适的工艺条件。
较高的二氧化碳流量可导致CCP如CO的产量增加(例如由于用于还原的二氧化碳的可用性较高)，并因此使CCP∶H2比率增加(并且相应地，较低的二氧化碳流量可导致CCP产量和CCP∶H2比降低)。在一些实施方案中，较高的二氧化碳流量也会导致二氧化碳转化效率降低，从而用未反应的二氧化碳稀释输出流(例如合成气输出)。例如，二氧化碳流量(例如在反应器入口处测量)可以保持在约0.1-1000sccm/cm2范围内的一个或多个值(例如约0.1-1、约1-10、约10-100和/或约100-1000sccm/cm2)。
在基于输入气体流量的控制的第一个具体示例中，使用具有三重螺旋形流场的反应器配置A，反应器压力基本保持在120ps i，电流密度基本保持在500mA/cm2，反应器温度基本保持在30℃。在这个具体示例中，以各种流量输入基本上纯的二氧化碳气体，其中12sccm/cm2、20sccm/cm2和40sccm/cm2的输入流量(例如在反应器入口处测量)分别导致CO:H2比率为约1:1、2:1.1和4:1。
在基于输入气体流量的控制的第二个具体示例中，使用具有螺旋形流场的反应器配置A，反应器压力基本保持在130ps i，电流密度基本保持在500mA/cm2。在这个具体示例中，以40sccm/cm2的流量输入的基本上纯的二氧化碳气体导致约8:2的CO:H2比率，而12sccm/cm2流量导致约1:1的比率。
较高的二氧化碳压力可导致CCP馏分产率和/或CCP:H2比率增加(并且相应地，较低的二氧化碳压力可导致CCP馏分收率和/或CCP:H2比率降低)。首先，二氧化碳压力的增加可导致用于还原的二氧化碳可用性更高，从而增加CCP的总产量。其次，催化剂处的较高压力可以减少水进入催化剂(例如从阴极)，从而降低可用于还原的水量，这可以直接增加CCP:H2比率和/或可以减少对催化剂反应位点和/或反应能量的竞争(例如从而有利于二氧化碳的还原)。因此，在一些实施方案中(例如其中期望高CCP馏分收率和/或CCP∶H2比率)，可以采用高反应器压力(例如大于100ps i，高达但不大于二氧化碳相变压力，例如1070psi的临界压力等)。例如，反应器压力可以保持在约1-1100ps i范围内的一个或多个值(例如约1-10、约10-100、约100-300、约200-600和/或约500-1100ps i)，和/或保持在任何其他合适的压力。
在基于反应器压力的控制的具体示例中，使用了具有单一螺旋形流场的反应器配置A，以约100sccm/cm2输入基本上纯的二氧化碳气体，电流密度基本上保持在约150mA/cm2，反应器温度基本上维持在约20℃。在这个具体实例中，反应器压力基本上保持在各种压力下，其中25、50、75和100ps i的反应器压力导致CO:H2比分别为约3:2、2.4:1、3:1和5:1，CO馏分产率分别为约59％、69％、75％和84％。
增加输入气体水合可导致水还原增加(例如由于用于还原的水的可用性更高)，从而降低CCP:H2比率。对于基本上纯的二氧化碳输入，只有少量的水到达催化剂(几乎完全来自反应器的阴极侧)，导致更高的CCP∶H2比率。相反，当使用水合的输入气体时，来自输入气体的大量水可以到达催化剂并反应。例如，输入气体水合(例如输入气体中水蒸气的比例)可以保持在0％(例如基本上纯的二氧化碳，基本上未水合的输入气体)至100％范围内的一个或多个值(例如0-1、1-3、3-5、5-7、7-10、10-15、15-25、25-50、50-75和/或75-100％)。
在基于输入气体水合的控制的具体示例中，使用了具有单个螺旋形流场的反应器配置A，电流密度基本上保持在50mA/cm2，反应器压力基本上维持在12ps i，反应器温度基本上保持在20℃。在这个具体示例中，以100sccm/cm2输入具有不同水合量的二氧化碳气体，其中纯二氧化碳输入气体导致CO:H2比率为约3:2，具有12.2％水合的输入气体导致CO∶H2比率为约1∶5.67，中间水合量导致介于这两个值之间的CO∶H2比率。
反应器可以相对于电流密度表现出不同的CCP和H2生产状态。在理想化的反应器中，在低电流密度下，没有发生水还原，所有电流都用于还原二氧化碳，导致CO产量对电流的基本线性依赖，基本上没有H2产量；而在较高的电流密度下，额外的电流(例如在基本上所有二氧化碳都已被消耗的阈值电流之上)被用来还原水，导致H2产量与额外电流基本上线性相关和基本上恒定的CO产量(例如如图3A所示)。在许多典型的反应器中，这些理想状态变得宽松，但仍表现出两种一般状态：在低电流密度状态下，CO产量的增加比H2产量的增加快得多，然后在较高电流密度状态下接近平稳状态，同时H2产量的增长更快(例如如图3B所示)。所述方法可以包括通过在宽电流密度范围内的任何或所有电流密度下操作(例如控制反应器操作在低电流密度和/或高电流密度区域内等)来控制CO和/或H2的产生(例如控制CO:H2比率)。在一些实施方案中，使用气相输入二氧化碳可以使得相对高的电流密度成为可能(而使用含水二氧化碳的反应器可以被限制在几十mA/cm2或更小的电流密度)。例如所述方法可以包括在约1mA/cm2和100A/cm2之间的电流密度下操作(例如约1-75mA/cm2、约50-100mA/cm2、约100-200mA/cm2、约200-500mA/cm2、约500-1000mA/cm2、约50-1000mA/cm2、约0.5-10A/cm2、约1-2A/cm2、约2-5A/cm2、约5-10A/cm2、约5-100A/cm2、约10-20A/cm2、约20-50A/cm2、约50-100A/cm2等；处于、大于或小于例如约50mA/cm2、约65mA/cm、约80mA/cm2、约90mA/cm2、约100mA/cm2、约110mA/cm2，约120mA/cm2、约130mA/cm2，约140mA/cm2，约150mA/cm2、约200mA/cm2、约300mA/cm2、约500mA/cm2、约700mA/cm2约1000mA/cm2、约1500mA/cm2的阈值、等等)和/或任何其他合适的电流密度。
在一些实施方案中，增加反应器温度可导致CO:H2比率降低(例如由于阴极进水增加、水反应性增加等)。所述方法可包括将反应器温度控制在操作范围内，例如最低温度(例如水冻结温度，例如0℃)和最高温度(例如约40℃、约50℃、约60℃、约75℃等；水沸腾温度，例如100℃)之间的范围，以便控制CO:H2比率和/或任何其他合适的输出度量。
在基于反应器温度的控制的具体示例中，使用具有四重螺旋形流场的反应器配置A，以70sccm/cm2的速度输入基本上纯的二氧化碳气体，电流密度基本上保持在150mA/cm2，并且反应器压力基本上保持为100ps i。在这个具体示例中，反应器温度基本上保持在各种温度，其中26.7、35、38.7和41.9℃的反应器温度导致CO:H2比率分别为约1:0.4、2:1、1:1.8和1:3。
气体扩散层(GDL)的特性可附加地或替代地用于影响CCP和/或H2产生。例如，GDL疏水性可以改变H2的产生(例如通过影响水输送)，其中更亲水的GDL有利于H2的产生(从而降低CCP:H2比率)，而更疏水的GDL抑制H2的产生(从而提高CCP:H2比率)。其他GDL特性，如厚度和/或孔尺寸，也可用于改变反应器输出。
膜(例如聚合物电解质膜)的特性可附加地或替代地用于影响CCP和/或H2的产生。在示例中，有利于CCP产生的阴离子交换膜可用于实现高CCP:H2比率，有利于H2产生的阳离子交换膜可用来实现低CCP:H2比率，并且可以使用表现出各种阴离子和阳离子传输特性(例如迁移率)的混合膜(例如使阴离子和阳离子都能传输)来实现各种中间比率(例如对于较高的比率，使用有利于阴离子传输的膜；对于较低的比率，使用有利于阳离子传输的膜)。
催化剂的特性(例如颗粒尺寸、催化剂种类等)可附加地或替代地用于影响CCP和/或H2的产生。例如，较大的催化剂颗粒可导致二氧化碳输送不良，从而抑制CCP的产生并降低CCP:H2比率；而较小的催化剂颗粒有利于CCP的产生，从而提高比率。对于析氢而言具有高转换频率(turnover frequency)的活性位点(“氢位点”)和对于二氧化碳还原而言具有高周转频率的活性位点(“二氧化碳位点”)的相对数量可以附加地或替代地取决于催化剂颗粒尺寸：较大的催化剂颗粒典型地具有较高的氢位点与二氧化碳位点的比率，有利于H2的产生；而较小的催化剂颗粒典型地具有较低的比率，有利于CO的产生。催化剂类型(例如催化剂种类)可附加地或替代地用于控制反应器输出，例如通过使用一种或多种催化剂材料的混合物，其中第一组催化剂材料(例如金)有利于二氧化碳还原，而第二组催化剂材料(例如铂)有利于水还原。在示例中，基本上纯的金催化剂可用于实现高的CCP:H2比率，基本上纯的铂催化剂可用于实现低的CCP:H2比率，并且不同组成的金-铂混合物(例如，合金化颗粒、金颗粒和铂颗粒的混合物等)可用于实现各种中间比率(例如，金越多则比率越高，铂越多则比率越低)。所述催化剂可以附加地或替代地包括V、Cr、Mn、Fe、Co、Ni、Cu、Sn、Zr、Nb、Mo、Ru、Rh、Pd、Ag、Cd、Hf、Ta、W、Re、Ir、Hg、Al、Si、In、Ga、Tl、Pb、Bi、Sb、Te、Sm、Tb、Ce、Nd和/或其组合。催化剂可以附加地或替代地与一个或多个载体结构(例如载体颗粒、载体基质等)相关联(例如附着于载体结构、由载体结构承载、嵌入载体结构、邻近载体结构、与载体结构接触等)，所述载体结构可以是传导载体结构，例如碳、硼掺杂金刚石和/或氟掺杂氧化锡。然而，催化剂可以附加地或替代地包括任何其他合适的材料。
在基于催化剂颗粒尺寸的控制的具体示例中，使用了具有两种催化剂颗粒尺寸的反应器配置A的变体，二者都是基本保持在30℃的反应器温度、基本保持在100ps i的反应器压力、交指形流场、10sccm/cm2的基本上纯的二氧化碳气体输入和基本保持在500mA/cm2的电流密度。第一组催化剂颗粒的特征尺寸为4nm(如在标准反应器配置A中)(导致HCR为1:1.6)，电压为3.8V。第二组催化剂颗粒具有20nm的特征尺寸(导致HCR为1:2.8)，电压为4.2V。
反应器槽压缩特性可附加地或替代地用于影响CCP和/或H2产生。在基于反应器槽压缩的控制的具体示例中，采用两种不同的垫片厚度使用反应器配置A(较大的垫片厚度导致较大的压缩)，两者都具有基本上保持在30℃的反应器温度、基本上保持100ps i的反应器压力、三重螺旋形流场、40sccm/cm2的基本上纯的二氧化碳气体输入和基本上保持在500mA/cm2的电流密度。第一个垫片厚度为0.012英寸(导致HCR为1:4)，电压为3.6V。第二个垫片厚度0.010英寸，(导致HCR为1:10.1)，电压为3.8V。
流场的特性可附加地或替代地用于影响CCP和/或H2产生。在基于流场特性的控制的第一个具体示例中，在两组不同的工艺条件下使用反应器配置A，二者都是基本保持在30℃的反应器温度、基本保持在120ps i的反应器压力。在第一组条件中，使用交指形流场，以10sccm/cm2输入基本上纯的二氧化碳气体，并且电流密度基本上保持在160mA/cm2，导致CO:H2比为1.6:1。在第二组条件中，使用四重螺旋形流场，以40sccm/cm2输入基本上纯的二氧化碳气体，并且电流密度基本上保持在120mA/cm2，导致CO:H2比为18.5:1。
在基于流场特性的控制的第二个具体示例中，在两组不同的工艺条件下使用反应器配置A，二者都是基本保持在30℃的反应器温度、基本保持在100ps i的反应器压力、40sccm/cm2的基本上纯的二氧化碳气体输入、和基本上保持在500mA/cm2的电流密度。在第一组条件中，使用交指形流场，并且基本上维持3.6V的电压，导致CO:H2比为1.6:1。在第二组条件中，使用三重螺旋形流场，并且基本上维持3.8V的电压，导致CO:H2比为10.1:1。
然而，可附加地或替代地采用任何其他合适的流场来控制反应器输出，工艺条件可附加地或替代地包括任何其他合适反应器条件，并且所述方法可附加地或替代地包括以任何合适的方式控制反应器输出。
杂质容限
在一些实施方案中，例如其中反应器在高压力下运行和/或催化剂保持在低电压(例如相对于阳极而言的负电压)的实施方案中，所述系统和/或方法可实现对杂质和/或稀二氧化碳输入的高耐受性(例如与其他二氧化碳反应器相比)，例如对反应器输入中杂质引起中毒的耐受性和/或对被诸如甲烷、CO、O2和/或N2等物质稀释的输入的耐受性。例如所述方法可以包括确定目标工艺条件(例如反应器配置，例如PEM类型、高目标反应器压力等)以实现杂质和/或稀输入耐受性(例如总是选择这样的工艺条件；响应于反应器输入的当前和/或预期状态(例如不纯状态和/或稀状态等)选择这样的工艺条件)。这些杂质可以包括典型地存在于反应器输入流中的物质(例如煤和/或天然气燃烧的产物，例如煤或天然气发电厂的输出)，例如SOx和/或NOx，和/或可以包括任何其他杂质，例如氨、硫化氢和汞。在一个示例中，所述系统和/或方法能够使用包括至多4％ CO、6％ O2、10％ N2、800ppm NOx和/或100ppm SOx且CO、O2和N2杂质的总和例如不大于10％的输入流有效地运行。
在稀输入耐受性的具体示例中，使用了具有单螺旋形流场的反应器配置A，电流密度基本保持在160mA/cm2，反应器压力基本保持在110ps i，反应器温度基本保持在20℃，并且以200sccm/cm2输入在甲烷或氮气中具有不同稀释度的含二氧化碳气体。在这个具体示例中，反应器性能高度耐受甲烷稀释直到至少50％的甲烷，其中0％、25％和50％的甲烷浓度导致CO:H2比率在9.5:1和8.5:1之间，CO馏分产率大于90％。使用75％甲烷观察到更显著的性能降低，CO馏分产率降低至约84％。在这个具体示例中，观察到相似的对氮稀释的耐受性，其中0％、25％、50％和75％的氮浓度导致CO:H2比率在9:1和8:1之间，而至多50％的氮浓度则导致CO馏分产率大于85％(75％的氮浓度导致CO馏分收率为约81％)。
在杂质容限的具体示例中，使用了具有单螺旋形流场的反应器配置A，电流密度基本上保持在150mA/cm2，反应器压力基本上维持在100ps i，反应器温度基本上保持在20℃至25℃，并且以100sccm/cm2的速度输入具有各种杂质的含二氧化碳的气体。在这个具体示例中，将各种杂质条件下的反应器输出度量(例如CO馏分收率)与在相同条件下、但使用基本上无杂质的二氧化碳输入的基准反应器性能进行比较。在这个具体示例中，对于CO浓度为4％或更低、对于N0x浓度为800ppm或更低、对于SOx浓度为120ppm或更低或对于氧浓度为6％或更低，反应器性能没有表现出明显偏离基准性能。
然而，所述系统和/或方法可以附加地或替代地对不纯输入和/或稀释输入表现出任何合适的耐受性，或者不表现出这种耐受性。
在一些实施方案中，一种或多种杂质通过碳氧化物还原反应器进入输出流，在那里它们(a)在另一个化学反应器的上游被分离，和/或(b)进入另一个化学反应器。在输出流中的杂质被传递到另一个化学反应器的实施方案中，杂质可以被另一个反应器用于所述工艺的化学操作。例如，下游生物反应器中的微生物物种可以利用硫化氢或其他含硫杂质。
系统配置选择
可以基于输出HCR考虑采用一种或多种系统配置，例如基于期望的输出HCR(例如给定一组特定的工艺条件和/或一系列可接受的工艺条件)和/或HCR范围。
在一些实施方案中，这包括：在第一反应器(例如电解器，例如气相电解器)处，接受包含碳氧化物的输入，并(例如在第一组工艺条件下)从所述输入电化学产生第一还原产物(例如包括分子氢和/或除第一HCR处的碳氧化物输入之外的一种或多种CCP)。第一反应器设计及其操作条件的选择可包括确定期望的HCR和/或HCR范围(例如基于下游反应器度量、市场价格度量、效率度量和/或任何其他合适的度量)，并基于第一HCR和/或期望的HCR选择系统配置(例如用于第二反应器)(例如使得第二反应器将输出或可以输出的还原产物所具有的HCR相对于第一HCR更接近期望的HCR，任选地基本上在第一组工艺条件下，但附加地或替代地在任何其他合适的工艺条件下)。例如，可以选择第二反应器的配置，使得第二反应器在与第一反应器的条件基本相同的条件下(例如在第一组工艺条件下接受输入时)，从输入产生第二还原产物，其中，所述第二还原产物包括分子氢和与所述第一还原产物相同的CCS(例如基本上包括存在于所述第一还原产物中的所有物种)，其中所述第二还原产物限定了与所述第一HCR显著不同的第二HCR，其中所述第二HCR可以比所述第一HCR更接近所述期望的HCR。对于这个示例和/或本文描述的任何其他实施方案，第一HCR和第二HCR之间的显著差异可以包括：第二HCR比第一HCR更接近期望的HCR；第二HCR与第一HCR相差(例如大于或小于第一HCR)至少1％、5％、10％、30％、40％、50％、60％、70％、80％、90％、0.5-5％、2-10％、5-25％、20-50％、40-80％和/或75-100％；和/或第二HCR以其他方式不同于第一HCR。
在一些实施方案中，选择系统配置可以包括选择PEM的一个或多个方面，以便例如改变输出HCR。这种选择可以包括选择膜组成(例如不同的聚合物种类)和/或微结构、选择膜层厚度、和/或选择PEM的任何其他合适方面。在一些示例中，这种选择包括选择阴离子交换膜和/或质子交换膜的厚度(例如其中具有更多AEM的双极PEM将倾向于产生比具有更多质子交换膜的双极PEM更低的输出HCR)。在第一具体示例中，选择较薄的AEM(例如比参考AEM厚度(例如第一反应器AEM的厚度)更薄、比基本上对应于最佳CCP生产的经优化的AEM厚度更薄等)可以导致反应器配置为产生较高的输出HCR，而选择较厚的AEM(例如比参考AEM厚度更厚但任选地不比经优化的AEM厚度更厚)可导致反应器配置为产生较低的输出HCR。
选择系统配置可附加地或替代地包括选择反应器催化剂的一个或多个方面(例如还原催化剂、氧化催化剂)，以便例如改变输出HCR。在一些变体中，选择反应器催化剂方面可以包括选择催化剂层厚度(例如其中较厚的还原催化剂将倾向于产生较高的HCR)。在一个示例中，选择较厚的还原催化剂层(例如比参考还原催化剂层厚度(例如,第一反应器还原催化剂层的厚度)更厚、比基本上对应于最佳CCP生产的经优化的还原催化剂层厚度更厚等)可以导致反应器配置为生产较高的输出HCR，而选择较薄的还原催化剂层(例如比参考还原催化剂层厚度更薄，但任选地不比经优化的还原催化剂层厚度更薄)可导致反应器配置为产生较低的输出HCR。
选择反应器催化剂方面可以附加地或替代地包括(例如在催化剂层包括催化剂颗粒例如纳米颗粒(限定多孔网络)的实施方案中)选择催化剂孔隙率(例如其中较多孔的还原催化剂网络将倾向于产生较低的HCR)。在一个示例中，选择较低孔隙率的还原催化剂网络(例如低于参考还原催化剂的孔隙率(例如第一反应器还原催化剂网络的孔隙率)、低于基本上对应于最佳CCP产生的经优化的还原催化剂的孔隙率等)可以导致反应器配置为产生较高的输出HCR，而选择更多孔的还原催化剂(例如比参考还原催化剂更多孔，但任选地不比经优化的还原催化剂更多孔)可导致反应器被配置为产生较低的输出HCR。
选择反应器催化剂方面可以附加地或替代地包括(例如在催化剂层包括催化剂颗粒(例如纳米颗粒)和一种或多种聚合物电解质的实施方案中，例如其中催化剂颗粒限定了包含聚合物电解质的多孔网络和/或混合到包含聚合物电解质的介质中)选择催化剂与聚合物电解质的比率(CPR)(例如其中较高的还原催化剂CPR将倾向于产生较高的HCR)，例如通过选择聚合物电解质负载到多孔还原催化剂网络中的程度。在一个示例中，选择较高的还原催化剂CPR(例如比参考还原催化剂CPR(例如第一反应器还原催化剂网络的CPR)更高的CPR，比基本上对应于最佳CCP产生的经优化的还原催化剂更高的CRP等)可导致反应器配置为生产较高的输出HCR，而选择较低的CPR还原催化剂(例如CPR低于参考还原催化剂、但任选地不低于经优化的还原催化剂CPR)可导致反应器被配置为产生较低的输出HCR。
选择反应器催化剂方面可以附加地或替代地包括(例如在催化剂层包括催化剂颗粒(例如纳米颗粒)的实施方案中)选择特征催化剂颗粒尺寸(例如其中较大的颗粒尺寸将倾向于产生较高的HCR)。在一个示例中，选择较大的还原催化剂颗粒尺寸(例如大于参考还原催化剂(例如第一反应器还原催化剂)的颗粒、大于基本上对应于最佳CCP产生的经优化的还原催化剂等)可以导致反应器配置为产生较高的HCR，而选择较小的还原催化剂颗粒尺寸(例如小于参考还原催化剂的颗粒、但例如不小于经优化的还原催化剂的颗粒)可导致反应器配置为产生较低的输出HCR。然而，所述方法可以附加地或替代地包括选择任何其他合适的反应器催化剂方面。
所述方法可附加地或替代地包括选择反应器槽压缩(例如其中较低的压缩将倾向于导致较高的HCR，较高的压缩将趋向于导致较低的HCR)、流场和/或系统的任何其他合适的方面。
2018年1月22日提交的美国临时申请序列号62/619996、2018年1月22日提交的美国临时申请序列号62/620109和2018年6月15日提交的美国临时申请序列号62/685,771均通过引用将其全文并入本文。
电解器的设计和操作条件可针对特定应用进行调整，以产生具有特定组成的阴极输出。在一些实施方式中，可以应用一个或多个通用原则以产生所需的输出流组成的方式进行操作。
1.限制阴极活性位点处的二氧化碳反应物可用性和/或增加阴极处的电流密度。这些操作条件范围倾向于产生以下结果：(a)最初，在降低二氧化碳反应物可用性和/或增加电流密度时，转化为CO的CO2分数增加(即，输出流中的CO:CO2增加)；(b)在某一点上，当进一步降低二氧化碳反应物的可用性和/或增加电流密度时，氢离子还原反应变得更加明显(即H2:CO增加)。可以在相对较少的二氧化碳输入/可用性的情况下操作的电解器可具有限制二氧化碳到达电解器阴极上的活性位点的流场或气体扩散部件。在一些实施方案中，流场设计不是交指形的且具有长路径(例如在CO2源和阴极之间的螺旋形路径)的此类流场设计导致较高的CO:H2比率。交指形流场迫使输入气体(碳氧化物)流过气体扩散层，然后在流场上的不同位置离开。非叉指设计具有碳氧化物进料气体流入和流出阴极的长连续路径。入口侧的通道与出口侧的通道被间隔开。在一些实施方案中，相对厚的气体扩散电极限制CO2向阴极活性位点的质量传输，因此倾向于增加CO:CO2和/或H2:CO的比率。
2.使氢离子在阴极处相对更易获得。使氢离子在阴极处相对更易获得可产生具有相对高的H2:CO比率的阴极产物流。以提供相对富氢产物的方式配置的电解器可以采用以下设计：(a)使阴极缺少二氧化碳反应物(如1中所述)，(b)允许相对高通量的氢离子从产生它们的阳极输送到阴极，和/或(c)在相对高的槽温度下操作。可以以相对高的氢离子到阴极的流量运行的电解器可以具有在阴极处的具有阳离子传导聚合物和/或混合离子传导聚合物的MEA。替代地或附加地，在包括阴极缓冲层的MEA中，所述层被设计为相对薄和/或具有相对高的氢离子转移数。
3.减少氢离子在阴极处的可用性。在阴极处使氢离子相对更少可以产生具有相对高的CO:H2比率的阴极产物流。以提供相对贫氢产物的方式配置的电解器可以采用以下设计：(a)为给定电流密度的阴极提供过剩的二氧化碳反应物，(b)包含防止氢离子到达阴极的MEA设计，和/或(c)在相对低的槽温度下操作。
高CO2还原产物与CO2比率操作参数状态
在一些实施方案中，电解器配置为产生CO:CO2摩尔比为至少约1:1或至少约1:2或至少约1:3的输出流，并且当运行时实际产生所述输出流。高CO输出流可替代地表征为具有至少约25摩尔％、或至少约33摩尔％、或者至少约50摩尔％的CO浓度。
在一些实施方案中，通过以产生以下操作条件中的任何一种或任何组合的方式操作二氧化碳电解器来获得这种高一氧化碳输出浓度：
阴极处的电流密度至少约300mA/cm2，
CO2化学计量流量(如本文其他地方所述)至多约4，或至多约2.5，或至多约1.5，
温度为至多约80℃或至多约65，
压力范围为约75至400ps ig，
阳极水组成为约0.1-50mM碳酸氢盐，且
阳极水pH为至少约1。
在一些实施方案中，通过使用具有以下性质之一或且任意组合的二氧化碳电解器，可将电解器构建为有利于如本文中所限定的高CO:CO2摩尔比或浓度：
相对小的纳米颗粒阴极催化剂(例如平均具有约0.1-15nm的最大尺寸)，
金作为阴极催化剂材料，
约5-20um的阴极催化剂层厚度，
具有微孔层(MPL)的阴极气体扩散层(GDL)，
具有以约1-20wt％、或约1-10wt％、或约1-5wt％存在的PTFE的阴极GDL，
具有至少约200um厚度的GDL，
具有厚度为至少约5um的阴离子交换阴极缓冲层的I双极MEA，且
具有平行和/或螺旋形流动路径的阴极流场。
高还原产物(H2+CO)与CO2比率操作参数状态
在一些实施方案中，电解器配置为产生(H2+CO):CO2摩尔比为至少约2:1或至少约1:2或至少约1:3的输出流，并且在操作中实际产生所述输出流。
在一些实施方案中，通过以产生以下操作条件中的任何一种或任何组合的方式操作二氧化碳电解器来获得这种高还原产物输出浓度：
电流密度为至少约300mA/cm2，
CO2化学计量流量为至多约4，或至多约2.5，或至多约1.5，
温度为至多约125℃，
压力为至多约800ps i，
阳极水组成为0至约500mM碳酸氢盐，和
阳极水pH为约0-15。
在一些实施方案中，通过使用具有以下性质的任何一种或任何组合的二氧化碳电解器，可将电解器构建为有利于如本文中所限定的高(CO+H2):CO2摩尔比或浓度：
纳米颗粒阴极催化剂(例如平均最大尺寸为约0.1-1OOOnm)，
过渡金属作为阴极催化剂材料，
阴极催化剂层厚度为约0.1-100um，
具有或不具有微孔层(MPL)的阴极气体扩散层，
具有约0-70wt％PTFE的GDL，
约10-1000um厚的GDL，和
具有约0-100um厚的阴离子交换阴极缓冲层的双极MEA。
富氢产物流操作参数状态
在一些实施方案中，二氧化碳电解器配置为产生具有至少约1:1摩尔比的H2∶CO的输出流，并且当运行时实际产生所述输出流。
在一些实施方案中，通过以产生以下操作条件中的任何一种或任何组合的方式操作二氧化碳电解器来获得这种富氢输出浓度：
电流密度为至少约300mA/cm2，
至阴极的CO2质量传递化学计量流量为至多约2，
温度为至少约65℃或至少约80℃，
压力范围为约75至500ps ig，
纯水或至少约50mM碳酸氢盐的阳极水组合物，和
阳极水pH为至多约1。
在一些实施方案中，通过使用具有以下性质中的任何一种或任何组合的二氧化碳电解器，可将电解器构建为有利于如本文中所限定的富氢摩尔比或浓度：
相对大的纳米颗粒阴极催化剂(例如最大尺寸平均为至少约80nm)
银、钯、或锌作为阴极催化剂材料，
阴极催化剂层厚度为至多约5μm或至少约25μm，
不含微孔层(MPL)的阴极气体扩散层，
不含PTFE或至少约20wt％PTFE的阴极GDL，
阴极GDL的厚度为至多约200um或至少约500um，和
具有厚度为约0-5um的阴离子交换阴极缓冲层的双极MEA。
高还原产物与氢产物流操作参数状态
在一些实施方案中，二氧化碳电解器配置为产生CO:H2摩尔比为至少约2:1的输出流，并且当运行时实际产生所述输出流。
在一些实施方案中，通过以产生以下操作条件中的任何一种或任何组合的方式操作二氧化碳电解器来获得这种富产品输出浓度：
阴极处的电流密度为至少约300mA/cm2，
至阴极的CO2传质化学计量流量为至少约1.5，或至少约2.5，或至少约4，
温度为至多约80℃，
压力在约75至400ps ig范围内，
阳极水组成为约0.1mM至50mM碳酸氢盐，和
阳极水pH大于约1。
在一些实施方案中，通过使用具有以下性质之一或任意组合的二氧化碳电解器，可将电解器构建为有利于本文限定的富产品摩尔比或浓度：
相对小的纳米催化剂(例如平均具有约0.1-15nm的最大尺寸)，
金作为阴极催化剂材料，
阴极催化剂层厚度为约5-20um，
具有微孔层(MPL)的阴极气体扩散层，
具有约1-20wt％、或约1-10wt％或约1-5wt％的PTFE的阴极GDL，
具有至少约200um的厚度的阴极GDL，和
具有至少约5um厚度的阴离子交换层的双极MEA。
化学计量流量
考虑到摩尔流量可至少部分地由输送至槽的电流决定，可将摩尔流量与电流相关。作为示例，输入流中的碳氧化物的摩尔流率可以根据给定电流下预期的每单位反应的流量来限定。这里，术语“化学计量”流量指的是完全利用阴极处的所有电流所需的碳氧化物反应物流量的分数或倍数，假设对于给定反应在阴极处的碳氧化物还原反应效率是100％。化学计量值为“1”的碳氧化物的流量是在阴极处的给定还原反应中消耗阴极处提供的所有电子所需的流量，并且不超过所述流量。换言之，化学计量流量是指在假定给定反应的电流效率为100％的情况下，超过(或低于)理论上可以反应的量而存在的反应物过量(或不足)量。
对于在酸性环境中产生一氧化碳的二氧化碳还原反应(CO2+2H++2e-→CO+H2O)，化学计量值为1的二氧化碳流量为所述槽提供的每两摩尔电子提供一摩尔二氧化碳。换言之，具有提供2摩尔电子/秒的电流和提供1摩尔二氧化碳分子/秒的二氧化碳流量的槽会具有1的化学计量流量。对于相同的电流和0.5摩尔二氧化碳/秒的流量，槽具有0.5的化学计量流量。同样，对于相同的电流，但流量为1.5摩尔二氧化碳/秒，槽的化学计量流量为1.5。达到化学计量流量1所需的摩尔流量可以如下计算：
化学计量流量(sccm)＝[60(s/min)*STP时的摩尔气体体积(mL/mol)]/[法拉第常数(C/mol e-)*#e-’s/摩尔CO2]×供给电解器的电流安培数
可根据电流密度、电解器的槽面积和电解器中的槽数计算总电流安培数：
电流安培数＝电流密度*电解器的槽面积*槽数
在一个示例中，执行CO2电化学还原为CO的电流密度为500mA/cm2的100cm2电解器，总电流为50A，反应产生每摩尔CO需要2摩尔e-，因此，对于1的化学计量流量：
[60*22413]/[96485*2]*50＝348.4sccm。
在这个示例中，0.5的化学计量流量为：
0.5*348.4＝174.2sccm，且
2的化学计量流量为：
2*348.4＝696.8sccm。
在由二氧化碳生产乙烯的槽的另一个例子中，需要12摩尔电子才能将2摩尔二氧化碳还原为1摩尔乙烯。电流密度为300mA/cm2的3槽1500cm2的电解器的化学计量流量为：
[60*22413]/[96485*6]*1350＝3136sccm。
进行了以下示例以说明一些电解器设计和操作参数对阴极输出流中气体摩尔比的影响。
所有示例均在阴极催化剂层中使用20wt％Au/Vulcan XC-72R(使用4nm Au颗粒)。所有示例均使用不经加湿的100％ CO2输入作为电解器阴极的输入。所有示例均使用双极MEA，其具有与阴极层相邻的阴离子交换聚合物电解质。阴离子交换聚合物具有由三个芳基和具有CF3侧基和烷基季铵侧基的亚甲基碳组成的主链重复单元。所述聚合物使用碳酸氢根、碳酸根、氢氧根和/或溴离子作为季铵基团的抗衡离子(Orion Polymers andMembrane，Cohoes，NY)。
全部都是在阳极处使用IrOx催化剂用于水氧化，也可以使用IrRuOx水到阳极的流量范围为4L/min至40mL/min
全部都是单槽
示例1
输出流组成：30％CO、20％H2、50％CO2(3:2的CO:H2比率)
电流密度：300mA/cm2
CO2输入流量：400sccm
槽温度：50C
槽面积：100cm2
流场类型：交指形
GDL类型：Sigracet 29BC
Au金属负载量：0.3mg/cm2
催化剂层厚度：15um
AEM层厚度：12um
膜类型和厚度：Nafion 117，183um厚
应用：
1.直接进料至气体发酵反应器，或者可以去除CO2以增加CO+H2浓度，或者去除或添加H2以改变CO:H2比率和影响产物或者这些的组合。
2.可以添加H2以制备用于F-T的原料，对于所有反应器设计而言，没有必要去除CO2，但可以在一些反应器中去除CO2至较高活性。
示例2
输出流组成：50％CO、5％H2、45％CO2(10:1的CO:H2比率)
电流密度：400mA/cm2
CO2输入流量：110sccm
槽温度：45C
槽面积：25cm2
流场类型：螺旋形
GDL类型：Sigracet 39BC
Au金属负载量：0.27mg/cm2
催化剂层厚度：14um
AEM层厚度：14um
膜类型和厚度：Nafion 115，127um厚
应用：
1.直接进料至气体发酵反应器，或者去除CO2以增加CO+H2浓度，或者去除或添加H2以改变CO:H2比率和影响产物或者这些的组合。
2.可以添加H2以制备用于F-T的原料，对于所有反应器设计而言，没有必要去除CO2，但可以在一些反应器中去除CO2至较高活性。
3.对于甲酸盐生产，可能需要去除CO2，但不需要去除H2
4.对于聚碳酸酯生产，可能需要去除CO2+H2至小于约2％的组合浓度
示例3
输出流组成：20％CO、20％H2、60％CO2(1:1的CO:H2比率)
电流密度：300mA/cm2
CO2输入流量：400sccm
槽温度：50C
槽面积：100cm2
流场类型：交指形
GDL类型：Sigracet 29BC
Au金属负载量：0.3mg/cm2
催化剂层厚度：15um
AEM层厚度：12um
膜类型和厚度：Nafion 117，183um厚
应用：
1.可以添加H2以制备用于F-T的原料，对于所有反应器设计而言，没有必要去除CO2，但可以在一些反应器中去除CO2至较高活性。
示例4
输出流组成：35％CO、35％H2、30％CO2(1:1的CO:H2比率)
电流密度：300mA/cm2
CO2输入流量：60sccm
槽温度：50C
槽面积：25cm2
流场类型：交指形
GDL类型：Sigracet 29BC
Au金属负载量：0.32mg/cm2
催化剂层厚度：15.6um
AEM层厚度：14um
膜类型和厚度：Nation 115，127um厚
应用：
1.直接进料至气体发酵反应器，或者去除CO2以增加CO+H2浓度，或者去除或添加H2以改变CO:H2比率和影响产物或者这些的组合。
2.可以添加H2以制备用于F-T的原料，对于所有反应器设计而言，没有必要去除CO2，但可以在一些反应器中去除CO2至较高活性。
示例5
输出流组成：55％CO、10％H2、35％CO2(5.5:1的CO:H2比率)
电流密度：300mA/cm2
CO2输入流量：60sccm
槽温度：50C
槽面积：25cm2
流场类型：螺旋形
GDL类型：Sigracet 39BC
Au金属负载量：0.24-0.3mg/cm2
催化剂层厚度：13-15um
AEM层厚度：12-14um
膜类型和厚度：Nafion 117，183um厚
应用：
1.可直接进料至气体发酵反应器，或者去除CO2以增加CO+H2浓度，或者去除或添加H2以改变CO:H2比率和影响产物或者这些的组合。
2.可以添加H2以制备用于F-T的原料，对于所有反应器设计而言，没有必要去除CO2，但可以在一些反应器中去除CO2至较高活性。
3.对于甲酸盐生产，需要去除CO2，但不需要去除H2
4.对于聚碳酸酯生产，需要将CO2+H2去除至小于约2％的组合浓度
示例6
输出流组成：15％CO、1％H2、84％CO2(15:1的CO:H2比率)
电流密度：600mA/cm2
CO2输入流量：500sccm
槽温度：50C
槽面积：25cm2
流场类型：螺旋形
GDL类型：Sigracet 39BC
Au金属负载量：0.24-0.3mg/cm2
催化剂层厚度：13-15um
AEM层厚度：12-14um
膜类型和厚度：Nafion 117，183um厚
应用：
1.对于甲酸盐生产，可能需要去除CO2，但不需要去除H2
2.对于聚碳酸酯生产，可能需要将CO2+H2去除至小于约2％的组合浓度。
在各种实施方案中，在碳氧化物电解器的阳极处产生的氧用于集成工艺。作为示例，电解器产生的氧可用于部分氧化气化工艺、需氧发酵工艺、使用氧去极化电极的电解工艺等。在集成方案的一个示例中，具有费托反应器的系统可以使用二氧化碳电解器，所述二氧化碳电解器配置为产生合成气作为费托反应器的输入，并产生氧作为用于生物质气化的反应器的输入，所述用于生物质气化的反应器也产生用于输入至费托反应器的合成气。
集成方案
下文提供了关于系统和/或方法的可选实施方案和/或元件的附加信息。
来自本公开的二氧化碳反应器的产物气体可用于一个或多个下游工艺。例如，配置用于合成气生产的本公开的二氧化碳反应器可以输出CO、H2和/或CO2流。
需氧和厌氧发酵
这个输出流可被进料到生物反应器的输入，其中微生物(例如产乙醇梭菌(Clostridiumautoethanogenum)、羧化梭菌(Clostridiumcarboxidovorans)、杨氏梭菌(Clostridium Ijungdahlii)、拉氏梭菌(Clostridiumragsdalei)、热醋酸梭菌(Clostridium thermoaceticum)、嗜热自养梭菌(Clostridium thermoautotrophicum)、粘液真杆菌(Eubacterium limosum)、产生消化链球菌(Peptostreptococcus productus)、食甲基丁酸杆菌(Butyribacterium methylotrophicum)、产乙酸菌(acetogens)、大肠杆菌(E.coli)、等等)利用CO、H2、和/或CO和CO2中所含的一些碳来制备一种或多种生物产物(例如乙醇、乙酸、丁醇、丁酸、甲烷等)。未利用的碳可从下游生物反应器的输出中释放(例如作为CO2，任选地与水蒸气和/或其他挥发性化合物一起)。
作为下游生物反应器的输出释放的CO2可任选地再循环回到本公开的二氧化碳反应器的输入(例如以提高生物产品生产的碳效率、控制二氧化碳反应器操作等)。在一些实施方案中，可需要在所述CO2进入(例如重新进入)本公开的二氧化碳反应器之前对其进行处理。例如，可以去除水蒸气，可以去除会抑制二氧化碳反应器功能的任何挥发性产物，和/或可以将CO2加压至本公开的二氧化碳反应器操作所需的水平。离开生物反应器的二氧化碳可以接近大气压和/或具有任何其他合适的压力，典型的二氧化碳反应器压力可以是20psi至800psi、50psi至400psi、100psi至500psi和/或任何其他合适范围。在一些示例中，通过相分离器和/或干燥剂(例如相分离器之后是干燥剂)去除水蒸气。在一些示例中，通过氧化、吸附到合适的吸附剂上和/或冷凝来去除挥发性产物。CO2压缩机可用于将CO2的压力升高至适合于二氧化碳反应器的压力。如果二氧化碳反应器能够以低压CO2运行，并且不受水蒸气或从下游生物反应器输出的CO2流中发现的任何挥发性化合物的抑制，则可以简化系统以去除不必要的纯化和压缩系统和过程。
对于下游生物反应器中的每升培养基，来自二氧化碳反应器输出的气体在约1sccm-100Osccm或约1sccm-200sccm0或约10sccm-500sccm的范围内或者任何其他合适范围是期望的。对于下游生物反应器中的每升培养基，释放的CO2可以在约1sccm-2000sccm或约10sccm-1000sccm或约10sccm-500sccm或任何其他合适的范围内。对于下游生物反应器中的每升培养基，离开生物反应器的输出气流中的水蒸气可为所述流体积的约1％-2％、所述流体积的约2％-5％、所述流体积的约5％-10％、所述流体积的约10％-25％、所述流体积的约25％-50％、所述流体积的约50％-90％和/或任何其他合适的量。离开下游生物反应器的挥发性产物可占所述流体积的小于约0.1％、所述流体积的小于约0.5％、所述流体积的小于约1％、所述流体积的小于约4％和/或任何其他合适的量。
一些微生物工艺可以使用本公开的二氧化碳反应器产生的合成气。CO、H2和任选CO2的合成气输出流可用作下游生物反应器的原料，其中发生微生物过程以制备一系列有用的化合物(示例包括乙醇、乙酸、丁醇、丁酸、丙酮、甲烷)。合成气流本身可以不包含下游生物反应器中微生物生长所需的所有营养物。可需要向生物反应器中添加其他营养物质用于微生物生长和生产产品。合适的微生物的示例包括产乙醇梭菌(Clostridiumautoethanogenum)、羧化梭菌(Clostridium carboxidovorans)、杨氏梭菌(ClostridiumIjungdahlii)、拉氏梭菌(Clostridium ragsdalei)、热醋酸梭菌(Clostridiumthermoaceticum)、嗜热自养梭菌(Clostridium thermoautotrophicum)、粘液真杆菌(Eubacterium limosum)、产生消化链球菌(Peptostreptococcus productus)、食甲基丁酸杆菌(Butyribacterium methylotrophicum)、产乙酸菌(acetogens)、大肠杆菌(E.coli)。
一种特别难以引入至下游生物反应器的营养物是硫。许多微生物在一些氨基酸合成和酶促过程中需要硫。对硫耐受的本公开的二氧化碳反应器可简化向下游生物反应器添加硫(例如除了向下游生物反应器提供合成气之外)。一种或多种含硫物质(SCS)如H2S、SO2和/或其他硫氧化物(SOx)形式的硫可以存在于供给至本公开的二氧化碳反应器的输入的CO2气体中。H2S可以不经改变地通过本公开的二氧化碳反应器，并与合成气输出流一起离开。SCS(例如SO2和/或SOx)可以不经改变地通过和/或它们可以转化为一种或多种其他SCS(例如H2S)，并且可以与合成气输出流一起输出。然后可将进一步包含硫物质(例如H2S、SO2和/或SOx)的合成气进料到下游生物反应器的输入(例如不需要额外的硫营养物)。硫物质浓度可以在约1ppm-1Oppm、约5ppm-50ppm、约5ppm-100ppm、约1Oppm至200ppm、约20ppm至100Oppm的范围内，和/或任何其他合适的范围内。
在一些实施方案中，二氧化碳反应器可以耦合到一个或多个气体发酵反应器(例如二氧化碳反应器的下游，例如接受二氧化碳反应器的一种或多种产物)。所述方法可任选地包括基于这种耦合来控制反应器操作，以便例如优化碳效率和/或能量效率。以纯CO作为输入的产乙酸菌是最节能的，如表1所示的能量平衡所示，并且在许多情况下，还对期望的最终产物表现出最高的选择性。然而，由于多种原因，在一些情况中可以设计集成电化学气体发酵系统以利用含氢合成气。
表1
在下游生物反应器中使用CO用于大部分或全部电子转移化学反应典型地导致产生CO2，然后可将其在生物反应器的输出流中排出。典型地，随着合成气中氢的比例增加，产生的CO2较少，并且可以在氢与一氧化碳的一定比例以上以化学计量方式消除CO2副产物。例如，在气体发酵成乙醇的情况下，低于约1:2的C0:H2比率典型地将导致所有输入碳并入乙醇终产物中。因此，调整本公开的二氧化碳反应器的输出流中的C0:H2比率可以使操作员能够通过转向较多的H2产生来优化碳效率(例如使CO2排放最小化)和/或通过转向较高的CO产生来优化能源效率。监测投入成本，如实时电价或碳利用激励措施，可以随时告知最佳运行参数。以这种方式调节生产也可以改变产出，例如通过推动较高的乙醇产量(例如较高的CO)或较高的乙酸盐产量(例如较高的H2)。监测输出的市场价格可以在任何给定时间告知最佳操作参数(例如其中基于市场价格确定操作参数，例如用于优化产品的市场价格或优化反应器操作的总利润)。
然而，所述系统和/或方法可以附加地或替代地包括任何其他合适的元件。
由CO2电解器和需氧发酵反应器组成的系统可用于生成产物例如蛋白质、多羟基脂肪酸酯、丙酮、异丙醇、乙醇和其他产物。CO2电解器接收CO2、水和电的输入，并输出氧流和含有一种或多种由CO2衍生的碳基产物、氢、未反应的CO2和水的单独流。碳基产物可以是CO、甲烷、乙烯或这些化合物与其他含碳化合物的混合物。
氧和碳产物流可被送入含有酵母菌、大肠杆菌或其他微生物的需氧体发酵系统，这些微生物可代谢气流中的化合物以制备所需的产品。需氧体发酵反应器的输出包括典型地为液相的含有至少一种生物产物的物流和含有CO2、水蒸气、气体原料的未代谢组分和发酵过程中产生的其他挥发性化合物如痕量烃或H2S的气体流。这种气体流中的CO2可以以与厌氧发酵过程相同的方式再循环回到CO2电解器的入口，但是如果所述流中的O2浓度大于约5％、1％或0.25％，则可能需要去除O2。
对于配置用于接收碳氧化物电解器产物的气体发酵反应器而言可利用各种微生物代谢途径。电解器的设计和操作将与代谢途径相匹配，并因此与所述途径所需的输入相匹配。一个示例途径是Wood-Ljungdahl途径(WLP)，它具有一系列生化反应，可以利用CO、CO2、甲酸盐、甲醇、H2和/或其他单碳化合物来制备乙酰辅酶A(Acetyl-CoA)。乙酰辅酶A是一种用作微生物用碳源和能量源的分子。Wood-Ljungdahl途径是在产乙酸微生物如杨氏梭菌(Clostridium Ljungdahlii)中发现的一种天然代谢途径，但诸如大肠杆菌的其他微生物可以通过基因工程获得这种途径。乙酰辅酶A可被微生物用于构建细胞团和/或其可用作其他生物化学途径用的起始分子，以生产其他生物产品，如丙酮、乙醇等。利用乙酰辅酶A生产产品的生物化学途径可以是生物体固有的，或者其可以是通过基因工程添加的，从而微生物将制备所需的产品。
微生物可能同时利用多种代谢途径。例如，糖(例如葡萄糖)可由微生物通过糖酵解或非氧化糖酵解途径与WLP的输入同时代谢。生物分子(例如ATP/ADP、NADH/NAD+)可在一种代谢途径中产生并在另一种代谢途径中被利用。
WLP不产生ATP。如果细胞缺乏ATP，它们将有利于从乙酰辅酶A产生乙酸盐。为了产生ATP，细胞可以通过基于黄素的电子分叉途径直接利用H2，以在细胞膜上产生质子浓度梯度。这种梯度可以通过ATP合成酶驱动ATP的产生。当细胞有可用的ATP时，乙酰辅酶A可以通过天然或基因工程生化途径转化为一系列所需的产物。气体流中H2/CO的比率可以决定ATP的可用性，并决定所述生物过程的碳效率。
在一些实施方案中，使用甲烷和二氧化碳输入的需氧发酵过程产生3-羟基丙酸。在一些示例性系统中，碳氧化物电解器配置为向气体发酵反应器提供甲烷和二氧化碳，所述气体发酵反应反应器产生3-羟基丙酸以及其他产物。
在另一个示例中，二氧化碳电解器配置为产生一氧化碳、二氧化碳和氢的输出，其可以在输送到气体发酵反应器之前被处理，以调整这些气体的比例，所述气体发酵反应器另外接收糖(例如葡萄糖)作为输入，并使这些成分反应以产生丙酮。
图4描述了一种气体发酵系统401，所述系统包括位于气体发酵生物反应器405上游的二氧化碳还原电解器403，以及再循环单元413，所述再循环单元413配置为用于将生物反应器403的输出再循环至电解器403的输入。
如图所示，电解器403配置为接收作为反应物的水和碳氧化物(在本示例中为二氧化碳)以及用以驱动阳极和阴极反应的电力。电解器403的输入以相对高的压力(至少高于大气压)提供。电解器的阳极反应产生氧，氧用作生物反应器405的输入(仅在采用需氧发酵时)。电解器403的阴极侧的输出包括未反应的二氧化碳以及氢和一种或多种含碳产物，如一氧化碳和/或甲烷。这些输出是在相对高的压力下提供的。
系统401配置为将电解器403的阴极侧输出(任选地与阳极产生的氧一起)输送至生物反应器405。系统401配置为在输送到生物反应器405之前或期间降低一些或所有电解器产物的压力。在一些实施方案中，系统401包括电解器403和生物反应器405之间的气体纯化单元(未示出)。气体纯化单元配置为在电解器产物进入生物反应器405之前调节电解器产物的浓度。在一些情况中，纯化单元降低气体流中的二氧化碳浓度。在一些情况中，纯化单元增加气体流中的一氧化碳浓度。
生物反应器405配置为将输入(任选地连同其他输入，如糖)转化为所需的生物产物和副产物。在所描绘的示例中，副产物相对易挥发或可以其他方式与所需产物分离，因此可被传递至再循环单元413。在所描绘的实施方案中，系统401配置为将来自生物反应器的二氧化碳、水蒸气和可能的其他挥发性化合物在低压下输送到再循环单元413。
再循环单元413包括一个或多个分离或去除单元和二氧化碳压缩机。在所描绘的实施方案中，再循环单元413配置为最初接收生物反应器蒸汽输出，并将其传递到水(和任选的氧)分离单元407。分离单元407的输出可以是低压二氧化碳和任选的挥发性化合物的混合物。再循环单元413还配置为将所述二氧化碳和挥发物传递到挥发性化合物去除单元409，所述单元去除挥发物并输出低压二氧化碳。再循环单元413还包括二氧化碳压缩机411，其配置为接收来自去除单元409的低压二氧化碳并将其加压至适合输入电解器403的水平。
在一些实施方案中，再循环单元413包括一个或多个二氧化碳捕获单元，所述单元包含用于在第一阶段捕获二氧化碳并在第二阶段释放二氧化碳的吸附剂。分离单元409可以配置为包括这样的二氧化碳捕获单元或与这样的二氧化碳捕获单元一起工作。在本文描述的直接空气捕获单元的描述中提供了这样的捕获单元的示例。
在所描绘的实施方案中，系统401配置为将加压二氧化碳从再循环单元413输送到电解器403的阴极侧入口的上游点，在那里二氧化碳与加压的原料二氧化碳混合。
在一些实施方案中，根据所进行的生物反应，位于生物反应器上游的二氧化碳电解器配置为在(a)如本文中所述的富氢产物流操作参数状态下操作，或(b)如本文中所述的高还原产物与氢产物比物流的操作参数状态下操作。
在各种实施方案中，电解器产生的氧被用于集成工艺，如气化工艺。例如，具有费托反应器的系统可以使用电解器，所述电解器配置为接收来自烃部分氧化或来自生物质气化的二氧化碳输入，所述烃部分氧化或生物质气化都消耗氧。氧可以来自二氧化碳电解器的阳极侧和/或来自空气分离单元。
图5描述了系统501，所述系统包括配置为生产合成气的二氧化碳电解器503。系统501还包括配置为产生合成气的需氧发酵反应器505。系统501还配置为将电解器503的阳极处产生的氧输送到反应器505。这种氧可以替代一些通常从诸如空气分离的供选来源提供的氧，从而减少空气分离单元的能量负荷和规模。
系统501配置为将电解器503、发酵反应器505和潜在的其他来源产生的合成气输送至下游气化单元或部分氧化单元507。系统501可以配置为将一些来自单元507的废二氧化碳输送到电解器503的阴极输入流。
石脑油和燃料
如所示，费托反应可通过以下一般表达式表征：
(2n+1)H2+nCO→CnH2n+nH2O
虽然以下讨论集中于费托反应，但本领域技术人员认识到，可采用一类相关的反应从包括氢和一氧化碳的输入流生产液体烃及其混合物(通常称为石脑油)。这类反应产生不同组成的液体烃混合物，这取决于输入流的组成和反应条件。虽然本文使用了费托一词，但应理解为涵盖从包括一氧化碳和氢的混合物产生石脑油的一类反应中的任一者。通常，这种反应或放热的。
在各种实施方案中，费托反应器的输入流的CO:H2摩尔比为约1:2。为了使用CO2作为产生CO/H2混合物(或其他费托输入)的起点，一些常规的非电解工艺需要两个步骤。例如，常规工艺采用第一工艺来产生CO2+H2(步骤1)，然后采用逆水煤气变换(RWSG)反应(步骤2)来使CO2+H2反应并产生CO和水，从而产生具有接近所需的2:1CO:H2的比率的气体。因此，在常规方法中，只有在获得正确比例的CO和氢之后，才能采用费托反应来生产液体烃。水变换(WSG)反应和逆水变换反应催化剂会产生对下游工艺有害的金属粉尘。此外，水变换反应需要一氧化碳和/或氢的进料。
指出的是，常规合成气工艺有时用于直接产生CO+H2混合物(而不是使用WSG和/或RWSG反应或可强调CO产生的二氧化碳电解器)。然而，合成气生产通常使用煤炭。
与WSG或合成气路线相比，采用二氧化碳电解器作为一氧化碳源的费托系统具有各种优势。例如，与RWSG反应不同，二氧化碳电解器不会产生金属粉尘。此外，与RWGS反应相比，二氧化碳电解器提供了更高的CO2到CO的转化率。
然而，二氧化碳电解器可能不会产生费托进料所需的CO:H2摩尔比约1:2的气体。在一些情况中，二氧化碳电解器产生富CO流。因此，在一些实施方案中，费托系统或需要一氧化碳和氢混合物的任何其他系统可以采用水电解器或其他氢源，其任选地与二氧化碳电解器一起工作。水电解器配置为产生气态氢以补充二氧化碳电解器的富CO输出。在一些实施方案中，相对富含氢的合成气可以作为二氧化碳和水的共电解的一部分产生。要实现用于费托反应的近似1:2的CO:H2进料浓度，所述系统可以包括传感器，所述传感器配置为确定通过气体分离单元来自CO2电解器的CO和H2的浓度。使用感测到的信息作为反馈，可以调节水电解器的操作条件，以输送具有使总流达到约1:2CO:H2浓度所需的H2量的氢流。
或者，可以使用单个CO2电解器生产合适的费托CO和H2进料混合物。这可以通过以使输出偏向氢产生的方式操作电解器和/或通过在输送至费托反应器之前处理电解器输出以调整其组成来实现。在一些实施方案中，二氧化碳电解器包括允许相对高比例的H+到达阴极的MEA。促进阴极处相对高的H+通量的一种方式是双极MEA采用相对薄的阴极缓冲层和/或采用具有相对高H+转移数的聚合物的阴极缓冲层和阴极。在另一种方法中，二氧化碳电解器的构造或操作方式使其不能获得二氧化碳。在一些实施方案中，电解器在相对高的电流密度下操作，这倾向于产生更高的氢:一氧化碳比率。在一些实施方式中，电解器采用相对高的电流密度和相对低的电解器二氧化碳两者进料。在相对高的电流密度下操作具有对于设备成本而言使用相对便宜的电解器的优点。
CO2电解器的输出包含产物CO、副产物H2、未反应的CO2、和水蒸气。所述系统可配置为去除水蒸气并分离未反应的二氧化碳。气体分离单元可用于将CO2与CO和H2分离和/或以其他方式浓集CO和H2。所述系统可以包括再循环回路，以将水再循环到CO2或水电解器的水入口。未反应且被分离的CO2然后被压缩并返回到CO2电解器的入口。气体分离单元的示例如图19、20、23A-D和相关说明所示。
F-T反应器可在大于约300ps i和约150-300℃之间运行。如果二氧化碳电解器和任选的水电解器的输出未达到要求的压力，则系统在进入F-T反应器之前，可使用压缩机提高原料气压力。在F-T反应器中，CO-H2混合物转化为原始F-T液体和蜡。系统可包括在F-T反应器之后的分离器，以分离水、高熔点F-T液体、中熔点F-T流体、和尾气(即挥发性烃、CO2、CO和H2的混合物)。F-T液体可通过加氢裂化进一步提质。F-T液体不同馏分的蒸馏和分离可能产生喷气燃料、柴油和汽油。可以过滤来自F-T反应器的水以去除杂质，并将其送入CO2电解器和/或任选的水电解器的水输入。
F-T系统可设计为使尾气和/或挥发性烃(例如包括甲烷)再循环回到CO2电解器。所述系统可配置为将尾气分离成CO2(其可被压缩并直接供给电解器入口)、挥发性烃以及未反应的CO和H2。所述系统可以设计或配置为使得这些产物被供给到燃烧反应器以产生热、能量和CO2。然后将CO2送入CO2电解器入口。来自电解器的O2可用作燃烧的氧源，产生纯CO2输出流。燃烧反应器可在“富燃烧”模式下运行，利用相对于氧过量的燃料，以使输出流中的氧浓度最小化。来自燃烧反应的水可以从气体输出中分离出来，并且可以供给到CO2电解器或水电解器的水输入中。
由于费托反应是放热的，它产生的热可用于系统中的其他目的。此类其他用途的示例包括分离(例如轻质烃的蒸馏)和反应。在常规系统中，这种反应是用于生产合成气的吸热反应，例如化石燃料的重整、生物质的气化、或通过逆水煤气变换从二氧化碳和氢进行的生产。因此，在常规处理中，费托反应产生的全部或大部分多余热通常被引向合成气生产。然而，在通过二氧化碳电解和任选的低温水电解等工艺在低温(例如低于约100℃)下生产合成气的本发明情况中，有更多的来自费托反应的过量热可用于其它过程，例如二氧化碳捕获，从而减少系统的总体外部热需求并提高二氧化碳到燃料合成路径的碳效率和能量效率。
在一些实施方案中，将尾气送入重整器，在重整器中，甲烷或其他气态烃与水反应，生成氢和一氧化碳的混合物，作为合成气的一种形式。这可以提高液体烃产品中来自二氧化碳的碳的产率。根据尾气的组成，氢与一氧化碳的比例可以有所不同。在一些实施方案中，重整器中存在一定量的二氧化碳和/或氧。在许多情况下，重整反应是吸热的。在一些实施方案中，驱动所述吸热反应的热至少部分地由费托反应期间产生的过量热提供。在一些情况中，一些热可以通过燃烧或直接电加热来提供。对于燃烧产生的热，可以将氧(任选地来自电解器)递送至炉中以提高效率，并且可以捕获二氧化碳排放并送入电解器。
图6A描述了配置为生产液体烃的系统601，其中主要或唯一的碳源是碳氧化物原料，例如含有二氧化碳和/或一氧化碳的原料。所述系统包括两个主要反应器：电解碳氧化物还原槽或电解器611和费托反应器621。
电解器611连接到电源，并具有一个或多个入口，用于接收反应物例如二氧化碳和水。电解器611在阳极侧上具有一个或多个出口用于去除氧和可能的痕量杂质，并在阴极侧上具有一个或多个出口用于去除至少包括一氧化碳的还原产物。离开阴极侧的其他化合物可以包括氢、水和二氧化碳。
阴极侧出口连接到纯化单元，如一氧化碳纯化单元612，其设计用于将一氧化碳与其他组分分离或纯化。在所描述的实施方案中，纯化单元612具有用于提供一氧化碳的一个出口和用于提供二氧化碳、氢和可能的一些一氧化碳的另一个出口。在一些实施方案中，一氧化碳纯化单元612可以是基于吸附剂的单元，如图19、20和/或23A-D以及相关描述中所示。
在系统601中，二氧化碳(可能与一些氢和一氧化碳一起)从CO纯化单元612的出口再循环回到电解器611阴极侧的入口流。
费托反应器621配置为接收加压进料流中具有特定组成的一氧化碳和氢。在系统601中，压缩机624将来自电解器611的一氧化碳与氢一起压缩至适合费托反应的压力。费托反应可以在约150-300C的温度和约1至几十个大气压的压力下进行。所述反应是放热的，因此很少或没有热提供给反应器621。
如上所述，费托反应器的输入可以具有约n:(2n+1)的CO:H比，其中n是反应的期望烷烃产物的碳原子长度。因此，在各种实施方案中，提供给反应器621的氢与一氧化碳的摩尔比为约(2n+1)比n。为了提供用于费托反应的氢与一氧化碳的所需入口组成比，可将氢源614连接到CO纯化单元612的出口或压缩机624的入口。替代地或附加地，电解器611可以以产生相对高的氢:二氧化碳比率的方式设计或操作。用于实现这种比率的反应器设计和操作条件在本文其他地方描述。在一些情况中，从重整反应(例如使用FT尾气作为输入的反应)产生具有相对高的氢:一氧化碳比率的气体。
如图所示，系统601配置为将费托反应器621的输出提供给分离器623，分离器623配置为将MFTL和HFTL费托液体与水和尾气分离。如所示，费托水可再循环回到CO纯化单元612的输入和/或电解器611的输入。
系统601包括具有分离单元631、燃烧室632和水/气分离器633的主再循环回路。分离单元631配置为接收来自分离器623的尾气并从挥发性烃中去除二氧化碳。系统601配置为将来自单元631的二氧化碳再循环至电解器611的二氧化碳进料流。
系统601配置为将来自分离单元631的挥发性烃输送到燃烧单元632，燃烧单元632配置为使用来自电解器611的氧源燃烧所述烃。系统601配置为将燃烧产物从燃烧单元632输送到气/水分离器单元633，气/水分离单元633配置为分离二氧化碳和水燃烧产物。系统601配置为将水输送到电解器611的阳极入口，并将二氧化碳输送到电解器611的阴极入口。
在一些实施方案中，位于费托反应器上游的二氧化碳电解器配置为在(a)如本文中所述的富氢产物流操作参数状态下操作和/或(b)如本文中所述的高还原产物:CO2比率操作参数状态下操作。
在一些实施方案中，系统601包括一个或多个二氧化碳捕获单元，所述单元包含用于在第一阶段期间捕获二氧化碳并在第二阶段期间释放二氧化碳的吸附剂。分离单元631和/或气体/水分离器单元633可以配置为包括这样的二氧化碳捕获单元或与这样的二氧化碳捕获单元一起工作。在本文描述的直接空气捕获单元的描述中提供了示例一些操作原理。在一些实施方案中，费托系统配置为将放热的费托反应产生的废热提供给二氧化碳捕获单元。
图6B展示了用于从二氧化碳输入流635生产液体烃混合物的示例性系统634，所述系统使用(a)产生一氧化碳和氢637的二氧化碳电解器636和(b)配置为接收一氧化碳和氢并产生液体烃的费托反应器638。一氧化碳和氢(至少一些是由电解器636产生的)在合成气处理元件640中进行预处理，所述合成气处理元件640可在输送进入费托反应器之前对合成气进行纯化或以其他方式改性(例如去除来自电解器的未反应的CO2以及压缩和/或加热或冷却合成气流)。系统634还配置为从元件640向费托反应器638提供处理后的气体，所述费托反应器可以产生轻质烃和其他组分642的混合物，所述系统使其可用于产品分离子系统643，所述子系统643可以包括用于将一个或多个液体烃流644与尾气641分离的特征。在所描绘的实施方案中，系统634包括重整器645，并且配置为向重整器提供尾气641。尾气含有甲烷，其可通过甲烷重整反应与水(任选地也包括在尾气641中)反应以产生一氧化碳和氢的富氢混合物647。系统634还配置为将混合物647输送到合成气处理元件640，合成气处理单元640制备用于引入费托反应器638的气体。甲烷重整反应是吸热的。在一些实施方案中，来自费托反应器638中的反应的多余热被提供给重整器645。
在图6B所示的实施方案中，系统634任选地配置为将来自电解器636的氧649提供至炉651，炉651配置为燃烧燃料并产生额外的热，用于系统634或其他地方。
CO2的直接空气捕获
在一些实施方案中，电解二氧化碳还原系统使用直接从空气中接收的二氧化碳。用于这些实施方案的系统包括直接空气CO2捕获子系统和二氧化碳还原电解器子系统。所述系统配置为使得来自捕获子系统的CO2直接或间接地向电解器子系统的阴极侧供应CO2。
由于空气通常是唯一重要的原料，空气捕获CO2电解系统可以部署在有空间用于系统部件的任何位置。在一些部署中，系统占据了相对无人的区域。在一些部署中，系统占据了人口密集的区域。在一些实施方案中，系统至少部分地部署在车辆或船只上。例如，空气捕获单元可以设置在车辆或船舶上，而二氧化碳电解器可以设置在港口或海上平台上。在一些情况中，部署地点具有现成的能源供应，例如太阳能和/或风能充足的地点。在一些情况中，部署地点是沙漠。在一些实施方案中，所述系统部署在具有含CO2大气的地外环境中。在一些实施方案中，所述系统部署在诸如货船的大型船舶或诸如航空母舰的军用船舶上。在一些实施方案中，能源由与海上平台或港口相关联的太阳能或风电场提供，而二氧化碳捕获单元设置在船舶或其他水运工具上。可在海上平台上或港口提供二氧化碳电解器。
可设计系统使得在特定条件下向CO2捕获子系统提供空气或其他气体。在一些实施方案中，风扇、真空泵或简单的风用于将空气输送到CO2捕获子系统。
在一些实施方案中，CO2捕获子系统包括两个阶段：第一阶段，其中空气与从空气中去除CO2的吸附剂接触(阶段1)，和第二阶段，其中向吸附剂施加热、电力、压力和/或湿度以释放CO2和/或水(阶段2)。
在一些实施方式中，CO2捕获子系统在阶段1中使用固体或液体吸附剂或吸附剂来捕获CO2。在各种实施方式中，阶段1在环境条件或接近环境条件下执行。在阶段2，施加温度、电、压力和/或湿度的波动，导致所吸附或吸附的CO2以及任选的水被释放。
在一些实施方案中，吸附剂被加热以释放CO2。例如，将吸附剂从例如环境温度(例如约20-40℃)加热到至少约75℃的温度，以释放CO2和任选的水。在一些情况中，温度波动从环境温度到约50至1000℃，或从环境温度到约75-200℃，或者从环境温度到约600至1000℃。例如，将吸附剂加热足以除去所需分数的CO2和任选的水的一段时间。持续时间随待处理的吸附剂的量、待去除的CO2和/或水的分数以及向吸附剂的热传递而变化。
在一些实施方案中，将吸附剂暴露于湿气中以释放CO2。例如，吸附剂最初暴露于干燥空气(例如具有至多约50摩尔％水、或至多约30摩尔％水或至多约5摩尔％水的空气)，随后暴露于潮湿蒸气(例如具有至少约75摩尔％水，或至少约90摩尔％水或者约100摩尔％水的空气)。
在一些实施方案中，CO2捕获单元采用电摆动机构来捕获和随后释放CO2。在一些情况中，电摆动二氧化碳单元包括法拉第吸附系统，所述系统包括电化学槽，所述电化学槽利用CO2对氧化还原物质如醌(例如2.6-二-叔丁基-l,4-苯醌)、4,4'-联吡啶或硫醇盐的还原加成来捕获二氧化碳。这些氧化还原剂可以在有机电解质中提供。在一些情况中，电摆动吸附系统在固体载体例如碳纳米管载体和/或沸石载体上提供二氧化碳捕获材料。在一些情况中，电摆动CO2捕获单元通过向保持捕获的CO2的吸附剂和/或电极提供热(例如通过焦耳加热)来释放CO2。
根据CO2捕获子系统的配置及其操作条件，其可从空气中产生高浓度的CO2，例如约90摩尔％或更高。在一些情况中，CO2捕获子系统配置为以相对较低的浓度产生CO2，这仍然足以使CO2还原电解器运行。
例如，CO2捕获吸附剂和相关子系统部件可从瑞士苏黎世的Climeworks AG、纽约州纽约市的Global Thermostat、加拿大不列颠哥伦比亚省斯夸米什市的CarbonEngineering Ltd.和爱尔兰都柏林的Silicon Kingdom Holdings获得。
如所示，捕获并随后释放的CO2是直接或间接输送至CO2还原电解器阴极侧的原料。在一些实施方案中，从空气中捕获的水也用于CO2电解器的原料中。
在一些实施方案中，空气捕获CO2电解系统配置为以从直接空气捕获子系统以例如约99摩尔％CO2或更高的基本纯的流输送CO2的方式运行。在一些实施方案中，所述系统配置为使用较低的送至电解器的CO2浓度进行操作，例如，约98摩尔％CO2或更高，或约90摩尔％CO2或更高，或甚至约50摩尔％CO2或更高。在一些情况中，使用相当低的CO2浓度作为原料。这样的浓度仍然显著大于大气中二氧化碳的浓度(为约0.035摩尔％)。在一些实施方案中，所述系统配置为使用与空气或另一种气体例如氮气混合的约5-15摩尔％的CO2浓度进行操作。
根据工艺中使用的吸附剂类型，水也可以与CO2一起被捕获并随之一起释放。在一些实施方案中，CO2捕获子系统的输出是加湿的CO2，其水浓度为约0至20摩尔％水。
在一些实施方案中，CO2捕获子系统的输出仅包含CO2和空气中的其他成分，例如氮气、氧、水、氩气或任何组合。在所有情况下，CO2存在的浓度大于其在空气中的浓度。在一些实施方案中，CO2捕获子系统的输出不含硫。
根据空气捕获技术的类型，直接空气捕获单元和CO2电解器可以以多种方式集成。可以将传热和传质部件集成在整个空气捕获CO2电解系统中。
例如，在一些设计中，CO2还原电解器配置为从直接空气捕获子系统接收CO2并向其提供热和/或湿度。所提供的热可在采用变温解吸机制的直接空气捕获子系统的阶段2期间释放捕获的CO2。加湿的电解器产物气体可用于在采用湿度摆动解吸机制的直接空气捕获子系统的阶段2期间释放捕获的CO2。
在一些实施方案中，CO2电解器设计或配置为接收稀CO2(例如不大于约50摩尔％CO2)作为输入。
直接空气捕获单元可设计有多个吸附剂容器。为了从空气捕获子系统接收连续的CO2(以及任选的水)流，在整个空气捕获CO2电解系统的操作期间，操作至少两个不同的容器以处于不同的吸附/解吸阶段。例如，当一个吸附剂容器吸入空气以捕获CO2时，另一个可被加热以释放CO2；随着每个容器继续经历吸附/解吸循环，吸附CO2的吸附容器将排出CO2，反之亦然。在循环中的不同点添加许多容器可以向CO2电解器输送连续的输入流，并接受包含CO2和水分的连续空气流和/或热和/或真空。
可确定直接空气捕获单元的尺寸以便为下游工艺(如CO2电解器)输送所需的CO2流量。这可能涉及使用多个含吸附剂的容器。例如，直接空气捕获子系统可以配置为输送750slpm CO2。这样的子系统可以耦合到由1000cm2膜电极组件组成的200槽电化学组，以300mA/cm2和3V/槽操作，以提供378s lpm的CO和42s lpm的氢，假定所述工艺具有90％的CO2至CO电流效率。电解器出口处的未反应CO2可再循环至入口以提高碳效率。连续进行操作，所述组合的空气捕获和电解器单元可产生约675kg/天的CO。通常，在一些设计中，空气捕获CO2电解器系统配置为输出至少约100kg/天的CO和/或其他CO2还原产物。在一些设计中，空气捕获CO2电解器系统配置为输出至少约500kg/天的CO和/或其他CO2还原产物。
在一些实施方案中，采用二氧化碳电解器和任选的二氧化碳直接空气捕获单元的系统还包括配置为从空气或大气中捕获水的模块。在一些实施方案中，配置为从空气中捕获水的模块利用来自光伏电池的太阳能和/或热太阳能以及吸湿材料。在一些实施方案中，配置用于捕获水的模块是环境除湿器，例如水面板(hydropanel，可从亚利桑那州斯科茨代尔的Zero Mass Water,Inc.获得)。
图7A说明了空气捕获CO2电解器系统701，包括直接空气CO2捕获子系统703和CO2还原电解器子系统705。如图所示，直接空气CO2捕获子系统703配置为在吸附阶段1期间，在例如任选地具有湿度的大气条件(约0.035摩尔％CO2)下接收含CO2的空气，并释放去除了大部分CO2且任选地去除了大量湿度的空气。
直接空气CO2捕获子系统703配置为在阶段2期间释放CO2和任选的水。至少CO2和任选的水被提供作为CO2电解器705的输入。在阶段2期间从直接空气捕获子系统703释放的CO2被提供给电解器705的阴极侧。如图所示，任选的CO2纯化单元707介于直接空气CO2捕获子系统703和电解器705之间。任选地由直接空气CO2捕获子系统703提供的水可以被引导到电解器705的阴极侧(作为CO2原料中的湿度)或阳极侧(作为反应物)。
在所描述的实施方案中，电解器705配置为接收电力(以驱动CO2还原反应和阳极氧化反应)。此外，电解器705配置为将来自电解反应的多余热提供给直接空气CO2捕获子系统703并驱动阶段2(从吸附剂释放CO2)。
CO2电解器705配置为输出氧(当水是反应物时的阳极反应产物)和一种或多种CO2还原产物(其可包括CO和/或本文别处所述的其他碳基产物)。CO2电解器705的产物流可包含氢、CO2和/或水。如图所示，系统701配置为将电解器输出提供给分离单元709，所述分离单元配置为从氢、CO2、水和/或其他组分中分离CO和/或其它碳基电解产物。在所描绘的实施方案中，系统701配置为将加湿的CO2从分离单元709输送到直接空气CO2捕获子系统703。
在一些实施方案中，当燃料燃烧时，在船舶或车辆上捕获碳氧化物。燃料可用于例如内燃机中以推进船舶或车辆。燃料可用于其他目的，例如加热、发电等。捕获的碳氧化物被提供给碳氧化物电解器的阴极，产生还原产物，所述还原产物被直接使用、储存或通过下游处理转化为不同的产物(例如化学品、聚合物或燃料)。在实施方案中，当电解器和相关的下游部件配置为产生燃料时，所得燃料可用于原始船舶或车辆中，或用于一个或多个其他船舶或车辆中。在一些实施方式中，碳氧化物捕获子系统和电解器以及任选的下游处理子系统都设置在车辆或船舶上。在一些实施方式中，仅向车辆或船舶提供碳氧化物捕获子系统。在一些情况中，所捕获的碳氧化物暂时储存在车辆或船舶上。例如，二氧化碳可以存储在一个或多个储罐、加压容器、油轮等中。在其他情况下，所捕获的碳氧化物储存在车辆或船舶之外，例如地下储库、油轮、海上平台等。在一些情况中，将所储存的碳氧化物从船舶或车辆中卸载，在那里将其提供给碳氧化物电解器。可卸载所储存的碳氧化物的位置和/或电解器所在的位置的示例包括化工厂、港口和海上平台，包括一些位于绿色能源(例如风能或太阳能)附近的位置。船舶和车辆的例子包括船、卡车、公共汽车、客运车辆、飞机和其他飞行器。
图7B描述了一个示例，其中从船舶或车辆上的燃料燃烧产物中捕获二氧化碳。如图所示，船舶720产生碳氧化物721，其在被供应到碳氧化物电解器723之前被存储在存储介质722中。电解器和相关的下游化学处理设备可以产生化学产品725和/或燃料726。在燃料的情况下，所述燃料可以被所述车辆或船舶使用。
在一些实施方案中，根据系统的需要，位于直接空气CO2捕获子系统下游的二氧化碳电解器配置为在以下状态下操作：(a)本文中所述的高还原产物:CO2比率操作参数状态、(b)本文中所述的富氢产物流操作参数状态、或(c)如本文中所述的高还原产物:氢产物流操作参数状态。
聚碳酸酯
本公开的一些方面涉及聚碳酸酯生产系统，其包括(a)一个或多个碳氧化物电解器，其被配置为产生一种或多种含碳产物，以及(b)一个或多个聚碳酸酯合成反应器，其配置为从直接或间接从所述一个或多个电解器的产物衍生的含碳化合物生产聚碳酸酯聚合物。
在一些实施方案中，聚碳酸酯生产系统中的至少一个电解器包括膜电极组件(MEA)，任选地包括聚合物电解质膜(PEM)，例如阳离子交换聚合物膜。除非另有规定或从上下文中明确，否则这里对包括二氧化碳还原电解器在内的碳氧化物电解器的提及包括基于MEA的电解器，其一些实施方案在本文别处描述。
在一些实施方案中，聚碳酸酯生产系统包括配置为产生一氧化碳的二氧化碳还原电解器和一个或多个其他子系统，所述子系统将一氧化碳转化为一种或多种中间体用于后续反应以生产聚碳酸酯聚合物。
在各种实施方案中，将碳氧化物电解器的直接输出转化为一种或多种中间化合物，如苯酚、酮和/或有机碳酸酯，其经历反应生成聚碳酸酯。这种中间化合物的转化可以通过各种方法中的任一种进行。示例包括费托反应、气体发酵反应和裂化反应。
在气体发酵子系统实施方案中，使用二氧化碳电解器产生一氧化碳和任选的氢，随后在下游气体发酵过程中使用，以产生一种或多种用于生产聚碳酸酯聚合物的中间化合物。这些中间化合物的示例包括酮(例如丙酮)、轻质烃和苯酚。
在费托子系统中，其可对应于本文所述的其他实施方案，来自二氧化碳电解器的一氧化碳和氢经历反应，形成石脑油或其他轻质烃产品。
在一些实施方案中，用于产生中间体的一个或多个子系统生产或配置为产生二醇化合物，如双酚A。在替代实施方案中可产生其他二醇聚碳酸酯中间体，这些包括双酚A以外的双酚。在一些实施方案中，子系统包括用于从一氧化碳和氯产生光气的反应器。一氧化碳可由二氧化碳还原电解器产生。
在一些实施方案中，聚碳酸酯合成系统使用至少两个不同的电解模块，这些模块可以共享一些公共电气基础设施，例如公共电气总线。在一些实施方案中，两个不同的电解模块是两个不同电解碳氧化物还原电解器。例如，第一碳氧化物还原电解器是以产生一氧化碳和任选氢的方式设计、配置或操作的二氧化碳电解器，且第二碳氧化物还原电解器是以产生至少一种具有至少两个碳原子的产物化合物如乙烯或酮如丙酮的方式设计、配置或操作的二氧化碳电解器。在一些实施方式中，第一电解器包括具有诸如金的贵金属催化剂的阴极，第二电解器包括具有诸如铜的过渡金属催化剂的阴极。如本文别处所公开的，基于MEA的碳氧化物电解器可以具有允许生产不同产品(例如CO与C2化合物)的各种设计或配置。
在一些实施方案中，第一电解模块是碳氧化物还原模块，第二电解模块是氯生成模块，如氯碱槽。这两个模块可以共享公共电气基础设施。在一些实施方案中，氯生成模块是常规氯碱模块，其配置为接收氯化物盐和水作为输入，并产生氯气和氢作为输出。在一些实施方案中，氯生成模块包括氧还原氯碱槽，其配置为在电解质中接收氯化物盐，并在阴极(氧去极化阴极)处接收氧，并在阳极处产生氯气，在阴极处产生水。与常规氯碱槽相比，这种氧还原氯碱槽运行效率高且消耗更少的电能。然而，它们需要氧源。在一些实施方式中，聚碳酸酯生产系统配置为使得在碳氧化物还原槽的阳极产生的氧被提供给配置为还原氧的氯生成槽的阴极。在一些实施方式中，聚碳酸酯生产系统配置为将由氧还原氯碱槽产生的水提供给碳氧化物抑制槽(carbon oxide rejection cell)，作为阳极水或用于碳氧化物进料流的加湿。
在图8A所示的一些实施方案中，系统801包括用于生产氯的槽如氯碱槽。在一些实施方式中，系统801配置为将来自电解器803的氧供给到包括氧去极化阴极的氯碱槽的阴极。在一些实施方式中，系统801配置为将来自水电解器的氧供给至氯碱槽的氧去极化阴极。系统801可以配置为将氢从水电解器提供到费托反应器、气体发酵反应器或用于生产多元醇前体的其他反应器。来自电解器803或其他电解器的氧可用于代替来自其他来源(例如空气分离)的氧。
在一些实施方案中，氯碱槽的碱性副产物(例如氢氧化钠)作为原料提供给补充化学品生产系统，例如甲酸盐生产系统，包括使用碳氧化物电解器的甲酸盐生产系统。
在一些实施方案中，聚碳酸酯在聚合物主链中使用双酚A键，事实上，本文所述的大多数系统和方法示例将双酚A与光气一起描述为聚碳酸酯前体。然而，对于一些应用，使用其他二醇代替双酚A。示例包括其他直链和环状不饱和二醇，以及二酚和其他双酚。应当理解，在本文所述的示例中，当提及双酚A时，意在可以适当地使用其他双酚用于所需的聚碳酸酯最终产品。还应当理解，可以采用适当的系统和方法修改来用配置为生产苯酚衍生物或类似物的模块代替苯酚生产模块，和/或用配置为产生其他酮的模块代替丙酮生产模块。
聚碳酸酯合成反应可涉及用氢氧化钠处理双酚A，其使双酚A的羟基去质子化。
(HOC6H4)2CMe2+2NaOH→Na2(OC6H4)2CMe2+2H2O
二酚盐(Na2(OC6H4)2CMe2)与光气反应生成氯甲酸盐，随后被另一个酚盐攻击。始于二酚盐的净反应为：Na2(OC6H4)2CMe2+COCl2→1/n[OC(OC6H6)2CMe2]n+2NaCl
在各种实施方案中，聚碳酸酯生产系统中使用的至少一个二氧化碳还原电解器设计或配置为以除一氧化碳外产生大量分数的氢的方式操作。在一些实施方案中，位于二醇生产反应器上游的二氧化碳电解器配置为在以下状态下操作：(a)如本文中所述的富氢产物流操作参数状态、和/或(b)如本文中所述的高还原产物:CO2比率操作参数状态。
用于生产一氧化碳的电解器通常使用包含贵金属如金的阴极催化剂。这样的催化剂更有利于一氧化碳的产生，相对于含氢化合物如甲烷、乙烯、甲酸等。以提供富氢产物的方式配置的电解器可采用以下设计：(a)使阴极不能获得二氧化碳反应物、和/或(b)允许相对高通量的氢离子从产生它们的阳极输送到阴极。可以以相对较少的二氧化碳输入操作的电解器可以具有限制二氧化碳到达电解器阴极上的活性位点的流场或气体扩散部件。可以以相对高的氢离子到阴极的流量运行的电解器可以在阴极和/或阴极缓冲层(如果使用的话)处具有带有阳离子传导聚合物和/或混合离子传导聚合物的MEA。在其中MEA包括阴离子传导阴极缓冲层的一些情况下，所述层被设计为相对薄和/或具有相对高的氢离子转移数。
图8A描述了使用二氧化碳还原电解器生产聚碳酸酯聚合物的系统的一般表示。如图所示，聚碳酸酯生产系统801包括二氧化碳还原电解器803，其配置为接收作为反应物的二氧化碳和水以及用于驱动阳极和阴极反应的电力，所述反应产生氧和一种或多种二氧化碳还原产物。在所描绘的实施方案中，二氧化碳还原反应器803配置为产生至少一氧化碳作为一种还原产物。系统801特别配置为将一氧化碳从电解器803输送到光气生产反应器805。反应器805还包括用于接收氯气的输入。氯气和一氧化碳在光气反应器805中反应以产生作为输出的光气。系统801还配置为将光气从光气反应器805输送到聚碳酸酯合成反应器807。
在一些实施方案中，位于光气生产反应器上游的二氧化碳电解器配置为在以下状态下操作：(a)本文中所述的高还原产物:氢产物流的操作参数状态、和/或(b)本文中所述的高还原产品:CO2的比率操作参数状态。
如图所示，聚碳酸酯合成反应器807还具有用于接收二醇输入材料的输入。二醇输入可以通过多种方法产生，包括通过图中未示出的反应器。或者，如这里所示，系统801包括二醇合成反应器或子系统809，其配置为接收来自电解器803的二氧化碳还原产物。在各种实施方案中，这些电解器反应产物包括一氧化碳和氢。在一些情况中，这些电解器产物包括C2或更高级产品，例如丙酮或甲醛。在一些实施方案中，反应器或子系统809配置为接收来自除电解器803之外的来源的输入并进行反应。这些其他输入可以包括例如酚类化合物，例如双酚。系统801还配置为将二醇合成反应器或子系统809产生的二醇输送到聚碳酸酯合成反应器807。在聚碳酸酯合成反应器807内，二醇和光气反应生成聚碳酸酯聚合物。在所描述的实施方案中，聚碳酸酯最终产物可通过聚碳酸酯合成反应器807的出口获得。
应该理解，例如图8A所示的聚碳酸酯生产系统可能包括图中未显示的额外或替代类型的模块。这些模块包括例如一个或多个纯化单元，如一氧化碳纯化模块、加热器、压缩机、冷凝器和其他化学反应器。用于8A系统或本文所述的任何其他聚碳酸酯生产系统的气体纯化单元的示例如图19和20以及相关说明所示。
可用于生成酚、酮和有机碳酸酯(carbonate)中间体的反应器类型包括气体发酵反应器、费托反应器和氧化羰基化反应器。在一些情况中，特别是对于用于通过苯酚化合物形成的反应路径，系统801可以包括多个中间模块或反应器。在一个实施方案中，系统801包括一个用于生产简单液体烃的模块，另一个用于裂化这些烃以生产芳烃和其他含不饱和碳的化合物的模块，和/或一个或多个用于生产酮、有机碳酸酯和/或酚衍生物的附加中间反应器。在各种实施方案中，这些用于生产酮和/或酚的中间模块采用由二氧化碳还原电解器803产生的一氧化碳和过量氢的组合。
图8B显示了聚碳酸酯合成系统811的一个示例，所述系统具有二氧化碳还原电解器813，所述电解器配置为接收作为反应物输入的二氧化碳和水以及用于驱动阳极和阴极处的电解反应的电力。二氧化碳电解器813配置为输出一氧化碳。如图所示，系统811配置为将电解器813输出的一氧化碳输送到一氧化碳纯化模块812。
在一些实施方案中，一氧化碳纯化单元(如812)如上文所述配置，例如在涉及费托工艺所述的任一实施方案中。例如，参见图19和图20中的CO纯化单元。
在一些实施方案中，系统811配置为将来自电解器813的废热提供给一氧化碳纯化单元812，以促进一氧化碳的纯化。
系统811进一步配置为将来自一氧化碳纯化单元812的经纯化的一氧化碳输送至光气生产反应器815。如图所示，光气生产反应器815配置为除了所述经纯化的一氧化碳之外，还接收氯气。光气生产反应器815配置为生成光气，在操作过程中，光气通过适当的输送部件提供给聚碳酸酯生产反应器819。
在所描绘的实施方案中，系统811包括气体发酵子系统817，其配置为接收来自二氧化碳电解器813的一氧化碳和氢作为反应物。在所描绘的实施方案中，气体发酵子系统817配置为使一氧化碳和氢反应并产生丙酮。
气体发酵子系统817还配置为产生二氧化碳作为输出。在一些配置中，系统811配置为将来自子系统817输出的过量二氧化碳直接提供给电解器813。在一些实施方式中，系统811配置为直接向电解器813的原料提供二氧化碳。
如图所示，系统811配置为将丙酮从气体发酵子系统817输送到双酚A生产单元814。双酚A生产单元814配置为使丙酮和苯酚反应以产生双酚A。如上所述，丙酮来自气体发酵子系统817。苯酚可以从各种来源中的任何来源提供，包括使用一氧化碳或来自电解器813的其他输出的一些来源。
在所描述的实施方案中，在操作过程中，通过适当的输送部件将来自反应器814的双酚A提供给聚碳酸酯生产反应器819。此外，在操作过程中，将来自反应器815的光气通过输送部件提供给反应器819，所述反应器配置为使光气和双酚A反应以产生聚碳酸酯作为最终产物。
在所描述的实施方案中，系统811配置有热交换器和/或其他传热部件，以根据需要在各种中间反应器和子系统之间提供热。例如，双酚a合成反应器814和光气反应器815可以配置为在不同的反应阶段期间根据需要在它们之间传递热。
图8C描述了聚碳酸酯生产系统821。所描绘的系统包括二氧化碳还原电解器823，其配置为将一氧化碳输出提供至一氧化碳纯化单元822，所述一氧化碳纯化单元继而配置为将经纯化的一氧化碳提供给光气生产反应器825。光气生产反应器825配置为生产光气并将光气输出到聚碳酸酯合成反应器829，所述反应器生产最终的聚碳酸酯聚合物。这种光气生产途径的部件通常可以如结合本文所述的其它聚碳酸酯生产实施方案所描述的那样构建和操作。
在图8C所示的实施方案中，通过接收来自电解器823的一氧化碳和氢并通过石脑油生产反应将这些输入气体转化为苯酚和丙酮的途径提供双酚A。
在所描述的实施方案中，系统821配置为将电解器823产生的一氧化碳的一部分与电解器823产生的氢一起输送到配置为产生石脑油的反应器827。在一些实施方案中，反应器827是费托反应器。在其它实施方案中。827是气体发酵反应器，其配置为从一氧化碳和氢输入产生石脑油。无论选择使用哪种反应器，输出都是石脑油。石脑油是各种烃的混合物，这些烃可含有具有例如约5至10个碳原子的直链、支链和/或环状脂族烃。系统821还配置为将任选地由反应器827产生的过量二氧化碳提供给二氧化碳电解器823，以与电解器阴极的输入二氧化碳原料合并。
系统821配置为将来自反应器827的石脑油输送至石脑油裂化单元826，石脑油裂化单元配置为在将反应物石脑油转化为各种不饱和烃(如甲苯、苯和丙烯)的模式下操作。在所描绘的实施方案中，在反应器826处进行的石脑油裂化反应的废产物包括氢和废热。在所描绘的实施方案中，系统821配置为将来自石脑油裂化单元826的废热和氢提供给费托反应器或气体发酵反应器827。
系统821配置为将裂化单元826的不饱和烃输出提供给一个或多个反应器，用于将这些不饱和烃转化为苯酚和/或丙酮。在所描绘的实施方案中，系统821包括苯酚合成反应器828，其配置为接收来自石脑油裂化反应器826的甲苯并将甲苯转化为苯酚。
可采用各种方法将甲苯转化为苯酚。其中之一涉及用大气氧将甲苯氧化为苯甲酸，这是在约100-150℃的温度和约3巴的绝对压力下在液相中进行的。0.1-0.3％浓度的环烷酸钴用作可溶性催化剂。在第二步中，用大气氧和蒸汽氧化苯甲酸使用熔融的苯甲酸作为反应物和溶剂，温度为约230-240℃，压力为大气压。苯甲酸铜(II)用作可溶性催化剂。可以加入镁盐作为促进剂。在这个反应中，苯甲酸铜(II)分解为苯甲酸铜(I)和苯甲酰水杨酸(2-(苯甲酰氧基)苯甲酸)。用大气氧将苯甲酸铜(I)再生为苯甲酸铜(II)。苯甲酰基水杨酸用蒸汽水解为苯甲酸和水杨酸(2-羟基苯甲酸)。水杨酸迅速脱羧为苯酚和二氧化碳。
此外，系统821配置有将来自石脑油裂化反应器826的苯和丙烯输送到枯烯工艺反应器或子系统828′的部件，所述反应器或子系统配置为使苯和丙烯反应生成苯酚和丙酮。在一些实施方式中，子系统828′配置为在磷酸和催化剂的存在下通过烷基化反应使苯和丙烯反应生成枯烯，然后枯烯可以在氧和硫酸的存在下反应生成苯酚和丙酮(Hock重排)。
系统821还包括双酚A生产反应器824，其配置为接收来自苯酚生产反应器828和枯烯工艺反应器/子系统828′的苯酚和丙酮。双酚A合成反应器824配置为从苯酚和丙酮反应物产生双酚A。
如前所述，系统821还包括聚碳酸酯合成反应器829。反应器829配置为接收来自反应器824的双酚A以及接收如上所述来自反应器825的光气以产生聚碳酸酯输出。
如所示，系统821配置为根据需要在各种部件之间传递热，例如在枯烯工艺反应器/子系统828′和光气反应器825之间。
图8D说明了聚碳酸酯合成系统831，在一些实施方式中，所述系统类似于图8C的系统821，但具有从电解器823到双酚A合成反应器824的平行路径，以向反应器824输送丙酮输入。
在图8D的实施方案中，系统831包括气体发酵反应器837′，其配置为接收来自电解器833的一氧化碳和氢，并通过生物发酵反应产生丙酮。在所描述的实施方案中，系统831配置为将丙酮从发酵反应器837′输送到双酚A合成反应器834。
系统831还包括光气路径，所述光气路径配置为接收由二氧化碳电解器833产生的一氧化碳并将光气输出到聚碳酸酯生产反应器839。如图所示，光气路径包括配置为接收来自电解器832的一氧化碳的一氧化碳纯化单元832和配置为接收来自单元832的经纯化的一氧化碳的光气生产反应器835。
系统831还包括苯酚生产路径，其配置为接收二氧化碳电解器833产生的一氧化碳和氢，并将苯酚输出至双酚A生产反应器834。
在苯酚路径中，系统831包括气体发酵反应器或费托反应器837，其配置为从电解器生产的一氧化碳和氢产生石脑油。系统831还配置为将任选由反应器837产生的过量二氧化碳提供给二氧化碳电解器833。
系统831还包括石脑油裂化单元836，其配置为将来自反应器837的石脑油转化为各种不饱和烃，如甲苯、苯和丙烯。系统831配置为将反应器836中石脑油裂化反应产生的氢和热输送至费托或气体发酵反应器837。
系统831配置为将裂化单元836的不饱和烃输出提供给一个或多个反应器，所述反应器配置为将这些不饱和烃转化为苯酚和/或丙酮。在所描绘的实施方案中，系统831包括苯酚合成反应器838，其配置为从石脑油裂化反应器836接收甲苯并将甲苯转化为苯酚。此外，系统831包括枯烯工艺反应器或子系统838′，其配置为使来自反应器836的苯与丙烯反应并产生苯酚和丙酮。
将来自反应器838′的苯酚和丙酮、来自气体发酵反应器837′的丙酮、来自苯酚合成反应器838的苯酚提供给双酚A合成反应器834。系统831配置为将来自反应器834的双酚A和来自反应器835的光气提供给聚碳酸酯生产反应器839，所述反应器配置为作用于这些输入并生产聚碳酸酯聚合物。
图8E描述了聚碳酸酯生产系统841，所述系统包括聚碳酸酯合成反应器849，所述反应器配置为接收光气(来自于电解器产生的一氧化碳)并从反应器844(其接收发酵产生的丙酮)接收双酚A。此外，系统841包括氯生产路径，用于向光气生产反应器845提供电解生产的氯气。
在所描述的实施方案中，系统841包括二氧化碳还原电解器843，其可以以与本文其他聚碳酸酯生产系统中所述的电解器类似的方式操作和配置。如图所示，系统841配置为将电解器843产生的一氧化碳直接输送到一氧化碳纯化单元842。系统841还配置为将来自一氧化碳纯化单元842的经纯化的一氧化碳输送到光气生产反应器845。光气生产路径可被配置为以与本文所述的其它聚碳酸酯生产系统相似的方式操作，并使用与本文中所述的其它聚碳酸酯生产系统相似的部件。然而，在所描述的实施方案中，与二氧化碳还原电解器842的操作一起电解产生在光气生产反应器845中使用的氯。在一些实施方案中，氯气由氯碱槽产生，该氯碱槽使用氯化物盐(例如，NaCl)作为氯离子源用于电解氧化以产生氯气。
在所描绘的实施方案中，系统841进一步配置为将来自电解器843的一氧化碳和氢提供到气体发酵反应器847，所述气体发酵反应器配置为通过生物发酵反应将一氧化碳、氢转化为丙酮。系统841进一步配置为将来自发酵反应器847的丙酮输送到双酚A生产反应器844。如所示，双酚A生产反应器844配置为除了丙酮之外还接收苯酚作为输入，并使它们反应以产生双酚A。如所示，系统841配置为将来自反应器844的双酚A输送到聚碳酸酯生产反应器849。此外，系统841配置为在聚碳酸酯生产过程中适当地在双酚A生产反应器844和光气生产反应器845之间转移热。
图8F描述了包括电解子系统的聚碳酸酯生产系统851，所述电解子系统包括二氧化碳还原电解器853和氯碱系统853'。氯碱系统853′配置为接收水和氯化钠作为输入，并产生氯气和氢作为输出。系统851配置为将氯碱系统53′生产的氯输送到光气生产反应器855。系统851还配置为将任选由氯碱系统853′产生的氢输送到气体发酵反应器857。在一些实施方案中，系统851配置为将来自电解器853的氧供给氯碱系统853′的阴极，所述阴极包括氧去极化阴极。在一些实施方案中，系统851包括配置为产生氧的水电解器，所述氧可被输送到氯碱槽的氧去极化阴极。系统851还可以配置为将来自水电解器的氢提供给气体发酵反应器或用于生产二醇的其他反应器。
系统851进一步配置为将来自二氧化碳还原电解器853的一氧化碳和氢输送至气体发酵反应器857。因此，气体发酵反应器857配置为接收来自二氧化碳还原电解器853和氯碱系统853′二者的氢。气体发酵反应器857配置为对一氧化碳和氢输入进行生物发酵，并产生丙酮作为输出。气体发酵反应器857也配置为产生二氧化碳作为副产物。在所描述的实施方案中，系统851配置为将反应器857产生的过量二氧化碳输送到电解器853。
系统851进一步配置为将气体发酵反应器857产生的丙酮输送至双酚A生产反应器854。双酚A生产反应器854还配置有接收苯酚的输入。双酚A生产反应器854配置为使丙酮和苯酚反应并产生双酚A。
系统851中的另一个路径是光气生产途径，所述路径包括一氧化碳纯化单元852，所述一氧化碳纯化单元配置为接收和纯化由二氧化碳还原电解器853产生的一氧化碳。系统851还配置为将来自纯化单元852的经纯化的一氧化碳提供给光气生产反应器855。如上所述，光气生产反应器855还配置为接收来自氯碱系统855′的氯气。
如所示，聚碳酸酯生产系统851还包括聚碳酸酯生产反应器859以及用于输送来自双酚A生产反应器854的双酚A和用于输送来自光气生产反应器855的光气输送到聚碳酸酯生产反应器859的部件。反应器859配置为使双酚A和光气反应以生产聚碳酸酯聚合物。
图8G描述了聚碳酸酯生产系统861，所述系统采用来自二氧化碳还原电解器子系统的三条独立路径。第一二氧化碳还原电解器863配置为(a)产生用于石脑油路径的一氧化碳和氢以及(b)产生用于光气路径的一氧化碳。一个单独的二氧化碳还原电解器863′配置为产生用于丙酮路径的丙酮。
光气生产路径可与用于生产聚碳酸酯的其他系统中描述的类似。它包括一氧化碳纯化单元862和光气生产反应器865。一氧化碳纯化单元862配置为接收来自电解器863的一氧化碳和废热。它还配置为向光气生产反应器865提供经纯化的一氧化碳，所述反应器具有用于接收氯气和光气的输入。
如上所述，丙酮路径包括单独的二氧化碳还原电解器863′，其以与电解器863不同的方式设计和/或操作。如图所示，系统861配置为将直接来自电解器863′的丙酮输送到双酚A合成反应器864。
与图8D所描述的聚碳酸酯生产系统831相似，石脑油路径包括费托或气体发酵反应器867、石脑油裂化子系统866、苯酚生产反应器868和枯烯工艺反应器868'。费托或气体发酵反应器配置为接收来自二氧化碳电解器863的一氧化碳和氢并输出石脑油。费托或气体发酵反应器867还配置为接收来自石脑油裂化反应器866的氢并将过量的二氧化碳输送回电解器863。
石脑油裂化子系统866配置为至少生产丙烯、苯和甲苯。系统861配置有输送部件，以将来自石脑油裂化子系统866的苯和丙烯输送到枯烯工艺反应器868，枯烯工艺反应器868配置为生产苯酚和丙酮作为输出。系统861还配置为将来自石脑油裂化子系统866的甲苯输送到苯酚生产反应器868，所述苯酚生产反应器配置为生产苯酚。系统861还配置为将来自枯烯工艺反应器868'的丙酮和苯酚与苯酚生产反应器868产生的苯酚一起输送到双酚A合成反应器864。如上所述，系统861还配置为将来自电解器863′的丙酮输送到双酚A合成反应器864。
系统861还配置为将反应器868产生的双酚A与反应器865产生的光气一起输送至聚碳酸酯合成反应器869。
图8H描述了聚碳酸酯聚合物生产系统的另一种实施方式。所述系统表示为871。它包括单个二氧化碳还原电解器873和用于将来自电解器872的一氧化碳和氢输送到气体发酵和转化反应器或子系统877的部件，所述气体发酵和转化反应器或子系统配置为直接产生苯酚和过量的二氧化碳。系统871配置为将反应器或子系统877产生的过量二氧化碳输送回电解器873的阴极侧的入口。
反应器或子系统877可配置为单独或与糖和/或生物质组合从气体输入产生苯酚。在一些实施方式中，气体发酵反应器产生甲羟戊酸或甲羟戊酸内酯，其可通过在二氧化硅催化剂的存在下加热而转化为苯酚。在一些实施方案中，用于生产甲羟戊酸的微生物是天然存在的微生物，例如经修饰以表达MVL路径的大肠杆菌。
系统871进一步配置为将来自反应器877的苯酚输送至双酚A合成反应器874，所述双酚A合成反应器还配置为接收丙酮和苯酚作为输入并产生双酚A作为输出。
系统871还配置为将电解器873产生的一氧化碳输送至一氧化碳纯化单元872，并将经纯化的一氧化碳从单元872输送至光气生产反应器875，光气生产反应器875配置为接收纯化的一氧化碳连同氯，并生产光气。
系统871进一步配置为将来自反应器875的光气和来自反应器874的双酚A输送到聚碳酸酯合成反应器879，所述反应器使双酚A和光气反应以生产并输出聚碳酸酯聚合物。
在一些实施方案中，聚碳酸酯合成在没有光气的情况下进行，但尽管使用二氧化碳电解器产生的一氧化碳。聚碳酸酯合成系统可以配置为用于聚碳酸酯的各种非光气途径。在一些不含光气的途径中，聚合依赖于DPC(碳酸二苯酯)与双酚A的酯交换。在一些实施方案中，非光气系统配置为产生中间体碳酸二烷基酯例如碳酸二甲酯(DMC)，作为碳酸酯官能度的来源。这些系统可以配置为使苯酚与碳酸二甲酯反应以制备例如甲基苯基碳酸酯。各种非光气途径采用制造碳酸二烷基酯的方法。在一些实施方案中，这些是使用来自二氧化碳电解器的一氧化碳制成的。
例如，可使用氧化羰基化制备DMC：
CO+1/2O2+2CH3OH→(CH3O)2CO+H2O
甲酸盐
碱金属甲酸盐有许多用途，包括用作液体洗涤剂中的酶稳定剂。酶可以是脂肪酶、淀粉酶、蛋白酶等。其他甲酸盐如碱土金属甲酸盐也有许多用途。在一些实施方案中，甲酸盐生产系统采用二氧化碳还原电解器将二氧化碳转化为一氧化碳，所述一氧化碳被处理以生产碱金属甲酸盐。在各种实施方案中，通过使金属氢氧化物与一氧化碳接触来制备金属甲酸盐。接触可以在液体(例如含水)或固体介质中发生。
图9说明了示例的甲酸盐生产系统901，所述系统包括二氧化碳还原电解器903、甲酸盐生产反应器905和各种下游甲酸盐回收单元。电解器903配置为接收氧和二氧化碳作为反应物，并接收电力以驱动二氧化碳的还原从而产生一氧化碳。系统901配置为将来自电解器903的一氧化碳输送到甲酸盐生产反应器905，在甲酸盐生产反应器中一氧化碳与氢氧化物(例如氢氧化钠、氢氧化钾、氢氧化铯或氢氧化钙)反应以产生溶解的金属甲酸盐。反应器905配置为不仅接收来自电解器903的一氧化碳，还接收金属氢氧化物、溶剂和催化剂。反应器905可以是搅拌釜式反应器。
在一些实施方案中，位于金属甲酸盐生产反应器上游的二氧化碳电解器配置为在以下状态下操作：(a)本文中所述的高还原产物:氢产物流的操作参数状态和/或(b)本文所描述的高还原产物:CO2比率操作参数状态。
系统901配置为将来自反应器905的含甲酸盐溶液输送至脱气单元907，在操作过程中，脱气单元从甲酸盐溶液中去除气体。这种气体包括未反应的一氧化碳。系统901还配置为将来自单元907的经脱气的甲酸盐溶液输送到蒸发器909，蒸发器909配置为从甲酸盐溶液中至少部分蒸发溶剂并产生含有沉淀的金属甲酸盐的浆料或其它液-固混合物。系统901还包括过滤单元911，其配置为接收并过滤蒸发器909的输出。过滤单元911的输出包括浓集的固体金属甲酸盐。系统901还包括溶剂洗涤单元913，其配置为通过使甲酸盐材料与溶剂接触来洗涤单元911的含固体甲酸盐的输出。系统901还配置为将来自单元913的经过滤和洗涤的固体甲酸盐输送到干燥器915，干燥器915配置为干燥固体甲酸盐并产生最终形式的固体金属甲酸盐。干燥器915配置为接收干燥气体(例如氮或二氧化碳)以及热。在一些实施方案中，干燥器915配置为接收来自电解器903的废热。在一些实施方案中，干燥器915配置为接收来自电解器903或来自电解器903的入口流的二氧化碳。在一些实施方式中，使外部提供的干燥二氧化碳通过干燥器915至电解器903的输入流。
在一些实施方式中，系统901产生的甲酸盐是碱金属甲酸盐如甲酸钠、甲酸钾或甲酸铯，或碱土甲酸盐，例如甲酸钙或甲酸钡。在一些情况中，系统901配置为通过使用配置为使金属甲酸盐与酸例如盐酸接触的反应器从金属甲酸盐生产甲酸。
在一些实施方案中，通过使二氧化碳电解器产生的一氧化碳与固体或浆料形式的金属氢氧化物接触来产生金属甲酸盐。例如，可以通过使固体氢氧化钠与一氧化碳流接触来生产甲酸钠。反应可以表示为NaOH(s)+CO(g)→NaCOOH(s)。固体氢氧化物可以以各种形式提供，例如粉末。在一些情况中，为了增加可用于反应的氢氧化物的表面积，任选地在与一氧化碳反应期间将其研磨、粉碎或以其他方式减小颗粒尺寸。例如，固体氢氧化物可在与一氧化碳接触期间在球磨加压釜中研磨。在一些情况中，任选地在加压釜中反应期间，固体氢氧化物在至少约200℃(例如约230至300℃)的温度和/或至少约2巴(例如约5至10巴)的压力下与一氧化碳接触。在一些实施方案中，加压釜中的甲酸盐生产反应具有至少约15至60分钟或约20至40分钟的停留时间。
在一些金属甲酸盐合成中，一氧化碳以至少约0.5摩尔分数、或至少约0.8摩尔分数或至少约0.9摩尔分数的浓度提供给反应器(例如具有固体金属氢氧化物的加压釜)。
乙二醇
图10A和10B说明了制备乙二醇(单乙二醇或MEG)的工艺。如图10A所示，MEG生产系统1001包括碳氧化物电解器1003、环氧乙烷生产反应器1005和MEG生产反应器1007。电解器1003配置为生产乙烯。系统1001配置为将来自电解器1003的乙烯输送到环氧乙烷生产反应器1005。任选地，系统1001还配置为将来自电解器1003的氧输送到反应器1005。无论氧的来源如何，反应器1005配置为使乙烯和氧反应以产生环氧乙烷。
在一些实施方案中，反应器1005是直接环氧乙烷反应器，其设计或配置为直接由乙烯和氧生产环氧乙烷。在这种方法中，可将乙烯和压缩氧送入多管催化反应器(反应器1005的示例)。在这种反应器的操作过程中，将混合物在约200-300℃和约10-30巴下通过负载在多孔载体上的氧化银催化剂。反应是放热的，除去的热可以用于系统的其他地方。系统1001可配置为冷却来自反应器1005的气体，并使其通过洗涤器，在其中吸附环氧乙烷为稀水溶液。
系统1001可配置为将来自反应器1005的环氧乙烷输送至乙二醇生产反应器1007。反应器1007可以配置为使环氧乙烷和水反应以产生乙二醇。所述反应可由酸或碱催化，或在中性pH和在高温下进行。在一些实施方案中，系统1001配置为将来自电解器1003和/或环氧乙烷生产反应器1005的热提供至MEG反应器1007。
如图10B所示，MEG生产系统1011包括二氧化碳电解器1013和MEG生产反应器1017。电解器1013设计或配置为产生一氧化碳和氢。系统1011配置为将这些输出与氧(任选地来自电解器1013)一起输送到反应器1017，反应物在那里反应生产乙二醇。反应器1017可以配置为通过两步工艺从这些反应物生产乙二醇，所述工艺从涉及甲醇、三氧化二氮和一氧化碳的反应途径生产草酸二甲酯作为中间体。草酸二甲酯的生产可使用钯催化剂。反应器1017可以配置为通过使用铜催化剂使草酸二甲酯与氢反应以生产乙二醇来执行第二步骤。在这个过程中，只消耗一氧化碳、氢和氧。用于反应的氢可以来自任何合适的来源。通用氢源被描绘为系统1011中的氢发生器1019。在一些实施方案中，氢发生器1019是水电解器。在一些实施方案中，氢发生器1019是配置为进行水变换反应的反应器。在一些实施方案中，氢由化石燃料产生，任选地将二氧化碳产物再循环至电解器1013。系统1011可以配置为将来自电解器1013的过量氧提供给燃烧反应器。
在一些实施方案中，位于MEG生产反应器上游的二氧化碳电解器配置为在以下状态下操作：(a)如本文中所述的富氢产物流操作参数状态、和/或(b)如本文中所述的高还原产物:CO2比率操作参数状态。
聚对苯二甲酸乙二醇酯
图11提供了可用于生产聚合物聚对苯二甲酸乙二醇酯的系统1101的示意图。一种工艺或一组工艺采用配置为生产乙烯的碳氧化物电解器1103。另一种工艺或一组工艺采用二氧化碳电解器1113，其配置为产生一氧化碳和氢。
系统1101配置为实施包括电解器1103的PET生产路径。如所示，系统1101还包括环氧乙烷生产反应器1105和乙二醇生产反应器1107，其可如图10A的系统1001中那样配置和布置。系统1101配置为将乙二醇输送到PET生产反应器1109，所述反应器配置为使乙二醇与邻苯二甲酸反应以生产PET聚合物。
用于生产乙二醇和邻苯二甲酸的系统1101版本包括配置为生产一氧化碳和氢的电解器1113。乙二醇生产路径配置为使这些产物反应，可能在MEG生产反应器1117中添加来自源1119的额外氢。系统1101配置为从将来自反应器1117的MEG提供给PET生产反应器1109。使用电解器1113的系统1101版本任选地不包括用于使用电解器1103、环氧乙烷生产反应器1105和MEG合成反应器1107的MEG路径的部件。
采用电解器1113的系统1101版本还可包括用于由电解器1112产生的一氧化碳和氢生产对苯二甲酸的反应器。反应器可产生石脑油和对二甲苯作为中间体。在所描绘的实施方案中，费托或气体发酵反应器1121配置为从电解器1113输出的一氧化碳和氢产生石脑油。反应器1121可以如本文其他地方所描述的那样设计或配置。石脑油裂化反应器1123配置为裂化石脑油并生产对二甲苯。在一些实施方案中，系统1101配置为将由裂化器1123产生的过量热和/或氢供应至反应器1121。PTA反应器1125配置为将对二甲苯转化为对苯二甲酸。
在一些实施方案中，位于费托反应器上游的二氧化碳电解器配置为在以下状态下操作：(a)如本文中所述的富氢产物流操作参数状态、和/或(b)如本文中所述的高还原产物:CO2比率操作参数状态。
在系统1101的一些版本中，碳氧化物还原电解器配置为通过电解直接生产乙二醇(MEG)。在这些版本中，电解器将替代或补充另一种MEG生产途径(例如采用反应器1107或反应器1117的路径)。系统1101的一些版本使用配置为将来自反应器1113的一氧化碳与氢一起直接转化为对二甲苯的反应器。系统1101的这种版本配置为将这种对二甲苯输送到PTA反应器1125。
乙酸
图12示意性地说明了由二氧化碳电解器1203产生的一氧化碳和氢生产乙酸的系统1201。系统1201包括甲醇生产反应器1205，其配置为使一氧化碳和氢反应以生产甲醇。反应器1205可以以利用合成气的常规甲醇合成反应器的方式来配置。
在一些实施方案中，位于甲醇生产反应器上游的二氧化碳电解器配置为在以下状态下操作：(a)如本文中所述的富氢产物流操作参数状态、和/或(b)如本文中所述的高还原产物:CO2比率操作参数状态。
系统1201还包括乙酸生产反应器1207，其配置为使甲醇和纯化的一氧化碳反应以生产乙酸。反应器1207可以配置为使用例如金属羰基催化剂进行甲醇羰基化。在一些实施方案中，系统1201包括一氧化碳纯化单元1209，其配置为产生纯化的一氧化碳。二氧化碳纯化单元可按本文其他地方描述的方式设计(例如按图19和20中的单元的方式)。
异氰酸酯
图13示意性地说明了配置为从电解生成的一氧化碳生产二异氰酸酯的系统1301。
系统1301可配置为将二氧化碳电解器1313产生的一氧化碳输送至一氧化碳纯化单元1317。系统1301还可以配置为将来自单元1317的经纯化的一氧化碳输送到光气生产反应器1319，光气生产反应器1319配置为使纯化的一氧化碳与氯反应以生产光气。在一些实施方案中，光气生产反应器1319设计或配置为以与本文中(例如涉及聚碳酸酯生产系统)所述的其它光气生产反应器类似的方式操作。一氧化碳纯化单元的示例如图19和20以及相关说明所示。
在一些实施方案中，位于光气生产反应器上游的二氧化碳电解器配置为在以下状态下操作：(a)本文中所述的高还原产物:氢产物流操作参数状态、和/或(b)本文所描述的高还原产物:CO2比率操作参数状态。
在一些实施方案中，系统1301包括电解槽，例如用于生产氯的氯碱池。系统1301可以配置为将氯提供给光气生产反应器1319。在一些实施方式中，系统1301配置为将电解器1313的氧副产物供给到包括氧去极化阴极的氯碱槽的阴极。可以使用来自电解器1313的氧来代替来自其他来源(例如空气分离)的氧。在一些实施方式中，系统1301包括水电解器，并且系统1301配置为将由水电解器产生的氧供给到氯碱槽的氧去极化阴极。系统1301可以配置为将来自水电解器的氢提供给胺生产反应器。
在所描述的实施方案中，系统1301配置为将来自光气生产反应器1319的光气输送到异氰酸酯生产反应器1321，所述异氰酸酯生产反应器配置为使光气和胺反应以生产多异氰酸酯，例如二异氰酸酯，如甲苯二异氰酸酯(TDI)或亚甲基二异氰酸酯(MDI)，这取决于所供应的胺的结构。在一些实施方式中，反应器1321配置为在惰性有机溶剂中在低温下使光气和游离胺反应。然后将所得的氨基甲酰氯和胺盐酸盐(amine hydrochloride)的混合物在较高的温度下反应以产生所需的多异氰酸酯。
在一些实施方案中，胺反应物通过使用本文所述的碳氧化物电解器产生的一种或多种碳氧化物还原产物的反应器或反应产生，例如通过费托反应和裂化反应。在一些实施方案中，胺反应物由生物反应器如气体发酵反应器生产。在一些实施方案中，系统1301配置为向气体发酵反应器提供电解生成的氢(任选地来自电解器1313或水电解器)，所述气体发酵反应器配置为生产胺产品或用于胺生产的中间体。在一些实施方式中，用于胺生产的氢由单独的来源提供。
无论胺源如何，反应器1321可配置为通过光气化反应使多胺与光气反应，以产生多异氰酸酯，如二异氰酸酯。在一些实施方案中，二异氰酸酯是2，4-甲苯二异氰酸酯和/或2，6-甲苯二异氰酸酯。在一些实施方案中，二异氰酸酯是4,4'-二苯基甲烷二异氰酸酯。
在各种实施方案中，基本上纯的一氧化碳用于生产光气，然后光气与各种胺反应生产异氰酸酯。一些胺可以使用氢生产，从而为来自二氧化碳电解器或来自共置水电解器的副产物氢提供应用。
例如，对于配置为生产甲苯二异氰酸酯(TDI)的系统，可配置或操作二氧化碳电解器以生产富氢输出流。高氢含量流(例如约1:1的H2:CO比率)可用于生产前体甲苯二胺(TDA)和光气。TDA可以通过二硝基甲苯的氢化来生产。例如，氢可用于生产硝酸(在其他地方描述)，硝酸用于甲苯的硝化以生产二硝基甲苯。
在一些实施方案中，包括二氧化碳电解器的系统配置为从苯胺和光气生产亚甲基二异氰酸酯(MDI)。苯胺可以通过硝基苯的氢化来生产。在一些实施方案中，用于通过苯胺生产MDI的系统配置为生产具有相对高的氢:一氧化碳比率(例如在约3:1的氢:CO附近)的进料气体。在一些实施方案中，系统配置为产生硝酸(在别处描述)，所述硝酸用于苯的硝化以产生硝基苯。系统可配置为使用含有相对较低浓度的氢(例如氢和CO的比率为约1:1)的单独气体流，其可用于生产甲醛，甲醛继而与苯胺反应生成二胺，二胺随后被光气化以生产MDI。
在一些实施方案中，包括二氧化碳电解器的系统配置为使用富氢体流(例如H2：CO比率为约4:1的气体流)生产六亚甲基二异氰酸酯(HDI)。所述系统可以配置为氢化己二腈以生产六亚甲基二胺，随后将其光气化以生产HDI。
聚氨酯
图14提供了可用于生产聚合物聚氨酯的系统1401的示意图。一组反应器使用配置为生产乙烯的碳氧化物电解器1403。另一组反应器采用配置为产生一氧化碳和氢的二氧化碳电解器1413。在替代实施方案中，仅使用这两组反应器之一，并且使用替代源来提供否则将由另一组反应器产生的中间化学品。
在一些实施方式中，系统1401配置为将来自电解器1403的乙烯和任选的氧输送到环氧乙烷生产反应器1405。系统1401还配置为将来自反应器1405的环氧乙烷提供给乙二醇生产反应器1407和/或提供给聚乙二醇生产反应器1409。在一些实施方案中，环氧乙烷生产反应器1405和/或乙二醇生产反应器1407设计或配置为以与系统1001的反应器1005和1007类似的方式操作。
聚乙二醇生产反应器1409可配置为通过环氧乙烷与水、乙二醇和/或乙二醇低聚物的相互作用生产聚乙二醇。PEG链的长度和产物的多分散性受反应物的选择和比例的影响。系统1401可以配置为将来自反应器1409的放热PEG生产反应产生的热输送到一氧化碳纯化工艺(例如用于光气生产)或其他需要能量的工艺。一氧化碳纯化单元的示例如图19和20以及相关说明所示。
在一些实施方式中，系统1401配置为将来自电解器1413的一氧化碳和任选的氢输送到反应器或反应器组1415，所述反应器或反应器组配置为生产一种或多种多元醇(例如聚乙二醇)。反应器或反应器组1415可以是配置为通过气体发酵反应生产多元醇的生物反应器。在一些实施方案中，反应器1415配置为使用基于藻类的反应来生产多元醇。在一些实施方案中，反应器或反应器组1415包括费托反应器和/或石脑油裂化反应器，用于生产可转化为多元醇的烃。
在一些实施方案中，位于石脑油生成和裂化子系统上游的二氧化碳电解器配置为在以下状态下操作：(a)本文所述的富氢产物流操作参数状态、和/或(b)本文所描述的高还原产物:CO2比率操作参数状态。
系统1401可配置为利用电解器1413产生的一氧化碳和任选的氢来产生二异氰酸酯如MDI或TDI。在一些实施方案中，系统1401配置为使用图13所示的系统1301作为子系统来实现二异氰酸酯生产。这种子系统可以包括一氧化碳纯化单元和光气生产反应器。无论二异氰酸酯前体如光气和游离胺是如何生产的，系统1401都配置为在二异氰酸酯生产反应器1421中使它们反应。根据要生产的聚氨酯，可以使用不同类型的二异氰酸酯。示例包括2，4-甲苯二异氰酸酯和/或2，6-甲苯二异氰酸酯。在一些实施方案中，二异氰酸酯是4,4'-二苯基甲烷二异氰酸酯。
系统1401任选地配置为将乙烯生产电解器1403的出口流中的过量的一氧化碳提供给光气/异氰酸酯生产路径。
系统1401包括聚氨酯生产反应器1411，其配置为接收多元醇和二异氰酸酯，并使它们反应以生产聚氨酯聚合物。在一些实施方式中，多元醇由例如反应器或反应器组1415和/或聚乙二醇生产反应器1409生产。在一些实施方式中，系统1401配置为将来自这些反应器中的一者或两者的多元醇和/或将来自反应器1421的二异氰酸酯输送到聚氨酯生产反应器1411。在一些实施方案中，反应器1411设计或配置为使多元醇流和二异氰酸酯流接触并反应。在一些实施方案中，多元醇流包括催化剂(例如和酸性或碱性胺)、表面活性剂和/或发泡剂。
草酸
在一些实施方案中，由二氧化碳电解器产生的一氧化碳生产草酸。可以采用各种途径从一氧化碳生产草酸。图15至图18描述了包含这些路径的系统的示例。
在一些实施方案中，二氧化碳电解器和相关草酸生产单元部署在水泥生产厂或附近。水泥厂产生的二氧化碳可用于二氧化碳电解器的原料。所述系统产生的草酸可用于固化水泥。在一些实施方案中，用于水泥中的草酸产生草酸钙，其具有非常低的溶解度。使用草酸生产的水泥可抵抗在使用过程中(如安装或构建后)由于与酸接触而发生的降解。
图15描述了包括二氧化碳电解器1503的系统1501，所述电解器配置为产生一氧化碳和氢。系统1501配置为将电解器1503产生的一些一氧化碳和氢任选地与一些氧一起输送到醇生产反应器1505。在一些实施方案中，反应器1505配置为生产甲醇或丁醇。
在一些实施方式中，反应器1505是一种生物反应器，其使用具有用于将一氧化碳转化为醇(如丁醇)的代谢路径的生物体。这类生物的示例包括自养性产乙酸菌，例如羧化梭菌(Clostridium carboxidivorans)、食甲基丁酸杆菌(Butyribacteriummethylotrophicum)。在一些实施方案中，反应器1505配置为通过一氧化碳和氢在升高的温度和压力下的催化反应来生产甲醇。在一些实施方案中，催化剂是负载在氧化铝上的铜和锌氧化物的混合物。在一些实施方案中，系统1501配置为除电解器1503产生的之外向醇反应器1505提供额外氢。
在一些实施方案中，位于醇生产反应器上游的二氧化碳电解器配置为在以下状态下操作：(a)如本文中所述的富氢产物流操作参数状态和/或(b)如本文中所述的高还原产物:CO2比率操作参数状态。
系统1501进一步配置为将反应器1505生产的醇输送至草酸生产反应器1507。在一些实施方案中，反应器1507配置为使醇与一氧化碳和氧反应以产生草酸二酯，随后将其水解以产生游离草酸。
4ROH+4CO+O2→2(CO2R)2+2H2O
提供给反应器1507的一氧化碳可以直接从电解器1503提供。在一些实施方案中，来自电解器1503的一氧化碳在输送到反应器1507之前被纯化。
反应器1507可产生不纯形式的草酸。因此，系统1501可进一步配置为将草酸产物提供至分离器1509，分离器1509可配置为纯化草酸并将未反应的醇返回反应器1507。在一些实施方案中，分离器1509配置为对来自反应器1507的草酸产物进行共沸蒸馏。
图16说明了系统1601，所述系统配置为从电解器1603产生的一氧化碳生产草酸。如所示，系统1601配置为将电解器1603产生的一氧化碳和氢输送到乙二醇生产反应器1605。反应器1605可以设计或配置为以类似于上文参照图10A的系统1011(参见反应器1017)所述的方式生产乙二醇。
在一些实施方案中，位于MEG生产反应器上游的二氧化碳电解器配置为在以下状态下操作：(a)如本文中所述的富氢产物流操作参数状态、和/或(b)如本文中所述的高还原产物:CO2比率操作参数状态。
系统1601配置为将反应器1605生产的乙二醇输送至草酸生产反应器1607，所述反应器配置为氧化乙二醇并生产草酸。在一些实施方案中，反应器1607配置为利用氧化剂如硝酸和/或空气从乙二醇生产草酸。在一些实施方案中，反应器1607配置为在氧化剂如空气或硝酸的存在下使用催化剂如五氧化二钒使醇(MEG)反应以产生草酸。
在一些实施方案中，系统1601包括用于生产硝酸的反应器1609。在一些实施方案中，反应器1609设计或配置为实施Ostwald工艺。在一些实施方案中，系统1601另外包括用于实施Haber工艺以生产氨的反应器。系统1601可以配置为向Ostwald反应器1609提供氨。在一些实施方式中，提供了Haber反应器和Ostwald反应器1609作为子系统，所述子系统将氢和氮气作为反应物并产生硝酸作为产物。系统1601可以配置为将电解器1603产生的氢引导至用于产生硝酸的子系统(例如首先从氢和氮气产生氨的子系统)。在一些实施方案中，硝酸从外部源供应。应当理解，在需要硝酸的其他实施方案(例如用于生产草酸的其他系统)中，硝酸可以由从碳氧化物电解器接收氢的Haber工艺子系统生产。
在所描述的实施方案中，反应器1607接收来自反应器1609的硝酸并产生草酸。在一些实施方案中，反应器1609产生相对不纯的草酸，例如含有一定量硝酸的草酸。在所描绘的实施方案中，系统1601配置为将不纯的草酸输送到结晶器和分离器单元1611，所述结晶器和分离单元1611配置为纯化草酸并将硝酸返回到反应器1607。
图17A描述了系统1701，其包括二氧化碳电解器1703、金属甲酸盐生产反应器1705和草酸形成反应器1707。系统1701配置为将电解器1703产生的一氧化碳输送到甲酸盐生产反应器1705。在操作过程中，金属氢氧化物连同热(任选地，来自电解器1703的废热)一起被提供给生产金属甲酸盐的反应器1705。甲酸盐的生产和纯化和/或提取可如上文参考图9所述进行。在一些实施方式中，甲酸盐是碱金属甲酸盐，如甲酸钠、甲酸钾或甲酸铯，或碱土金属甲酸盐，例如甲酸钙或甲酸钡。在一些实施方案中，甲酸盐是甲酸钠。在一些实施方案中，甲酸盐是甲酸钾。
无论金属甲酸盐是如何生产和任选提取的，系统1701都配置为将甲酸盐输送至草酸生产反应器1707。反应器1707可以配置为通过热解反应将甲酸盐转化为草酸盐。反应器1707还可以配置为通过与酸接触将金属草酸盐转化为草酸。在一些实施方案中，草酸形成反应器1707配置为接收酸例如盐酸，以驱动反应。在一些实施方案中，草酸生产反应(在反应器1707中)的卤化物副产物(例如NaCl)被提供给氯碱电解器或配置为生产氯气和金属氢氧化物的其他系统1709。在一些实施方式中，系统1701配置为利用氯气来生产氯化氢或盐酸，其可被输送到草酸生产反应器1707。在一些实施方式中，系统1701配置为在甲酸盐生产反应器1705中利用来自反应器1709的氢氧化物。
如前所述，可通过由金属甲酸盐转化为金属草酸盐并随后酸化生产草酸。在一些实施方式中，工艺可以包括以下操作：(1)由二氧化碳电解器产生的一氧化碳产生金属甲酸盐，(2)通过例如热解由金属甲酸盐产生金属草酸盐，以及(3)通过将金属草酸盐暴露于酸而产生草酸。整个过程可以作为分批工艺进行。在一些情况中，至少金属甲酸盐生产操作和金属草酸盐生产操作在同一容器中进行。在一些示例中，甲酸盐和/或草酸盐生产容器可以是压力容器例如加压釜。在一些情况中，金属甲酸盐生产容器和/或金属草酸盐生产容器包括用于减小固体反应物例如金属氢氧化物的颗粒尺寸的机制。在一些示例中，所述生产容器包括球磨机。
在一些实施方案中，任选地在加压釜中反应期间，甲酸盐生产反应(例如一氧化碳和固体氢氧化钠之间的反应)具有至少约15至60分钟或约20至40分钟的停留时间。在一些情况中，使固体氢氧化物与一氧化碳在至少约200℃(例如约230至300℃)的温度和/或至少约2巴(例如约5至10巴)的压力下接触。
将金属甲酸盐转化为金属草酸盐的操作可通过热解完成，任选在生产金属甲酸盐的相同反应中进行。在一些实施方案中，化学反应是NaCOOH+CO→Na2C2O4。所述反应可以在热和碳酸钠的存在下进行。在使用单个反应器生产金属甲酸盐和金属草酸盐的分批工艺中，金属碳酸盐(例如碳酸钠)可以是在草酸盐反应之前添加到反应器中的唯一输入。
在一些实施方案中，金属草酸盐生产反应在约0.5至5巴(例如基本上为大气压)的压力下进行。在一些实施方案中，金属草酸盐生产反应在至少约200℃、或至少约300℃、或约300至400℃的温度下进行。在一些实施方案中，金属草酸盐(oxylate)生产反应的停留时间为约10至100分钟，或约20至40分钟。
在一些实施方式中，在金属草酸盐生产反应开始时，反应器压力降低至低压(例如约1巴)，同时反应器加热直至达到至少约300℃(例如360℃)的温度。在热解操作期间，金属氢氧化物残余物可以继续与一氧化碳反应，这增加了所述反应的总转化率。
固体金属碳酸盐可用作催化剂。此外，它可以抑制金属草酸盐热分解为金属碳酸盐和一氧化碳。在一些实施方式中，反应器压力降低到低压(例如约1巴)，同时反应器加热直到达到至少约300℃(例如约360℃)的温度。在热解操作期间，金属氢氧化物残余物可继续与一氧化碳反应，这增加了这种反应的总转化率。
在一些实施方案中，由金属草酸盐与酸如氢卤酸形成草酸。在一些实施方案中，所述酸是浓度为约0.05至0.2M的盐酸。在一些实施方式中，草酸形成反应在结晶器例如分批结晶器中进行。在一些实施方案中，反应器配置为产生再循环流以提高草酸晶体分离的效率。
在一些实施方案中，草酸在约20至100℃或约50至100℃的温度下产生。在一些实施方案中，将新产生的草酸冷却(例如至约30℃或更低)约10至60分钟。在一些实施方案中，草酸形成反应期间采用的压力为约0.5至2巴(例如约大气压)。在一些实施方案中，使含有金属草酸盐的反应溶液变为低pH，例如约1至3或仅约1。
在一些实施方式中，添加到金属草酸盐中的水的质量足以在初始温度下完全溶解金属草酸盐。例如，溶解过程可以在批料中的温度为约80℃时发生。结晶过程可在批料中溶液的温度降低(例如,快速降低)时发生。这种操作可通过使用最初用于溶解金属草酸盐的旁通水流来实现。也就是说，当草酸完全溶解时，水流可以避免通过加热器，并直接流向放置在批料中的热交换器。草酸的形成和结晶过程可使用结晶器(如图17B所示的结晶器1731)完成。
任选地将结晶的草酸过滤和/或干燥。在一些实施方案中，使用活塞推料离心机(pusher centrifuge)过滤草酸。在一些实施方案中，使用流化床干燥器干燥草酸。在一些实施方式中，过滤的草酸具有约20-30质量％的水分含量。
图17B描述了由固体金属甲酸盐形成草酸的工艺1720。如所示，工艺1720始于在操作1721形成金属甲酸盐。这种工艺涉及来自二氧化碳电解器的一氧化碳与金属氢氧化物的反应。可以采用任何合适的产生金属甲酸盐的方法。示例包括本文公开的用于生产金属甲酸盐的所有方法，包括结合图9描述的那些方法。在生产金属甲酸盐之后，在操作1723中将其转化为金属草酸盐。在所描述的操作中，甲酸盐到草酸盐的转化反应在金属碳酸盐如碳酸钠的存在下进行。在一些实施方案中，操作1721和1723中的一个或两个在球磨加压釜(例如图中所示的加压釜1729)中执行。
在操作1723中形成金属草酸盐后，使金属草酸盐与酸如氢卤酸(例如盐酸)反应形成草酸。参见操作1725。在一些实施方案中，反应可以在结晶器中进行，例如图中所示的分批冷却结晶器1731。分批冷却结晶器包括(1)搅拌器、(2)挡板、(3)冷却夹套、(4)夹套流体入口、(5)夹套流体出口和(6)出口阀。这种布置有利于草酸的形成和结晶二者。
在操作1723中形成草酸并任选结晶后，任选对其进行纯化和/或干燥。在一个示例中，通过过滤来实现纯化。在一个示例中，干燥在流化床中完成。
图18描述了包括二氧化碳电解器1803的系统1801，所述电解器配置为产生一氧化碳和氢。系统1801配置为将电解器1803产生的一氧化碳和氢提供给费托反应器或气体发酵反应器，一般由方框1805示出。根据电解器1803产生的产物含量和反应器1805中发生的反应，可能需要额外的氢来促进反应器1805的反应。为此，反应器1805可配置有用于外部产生的氢的入口。反应器1805配置为产生石脑油，并且系统1801配置为将来自反应器1805的石脑油转移到石脑油裂化反应器1807。石脑油裂化反应器1807配置为以产生至少一些丙烯的方式裂化石脑油。
在一些实施方案中，位于丙烯生产反应器上游的二氧化碳电解器配置为在以下状态下操作：(a)如本文中所述的富氢产物流操作参数状态、和/或(b)如本文中所述的高还原产物:CO2比率操作参数状态。
系统1801配置为将丙烯输送至草酸生产反应器1809，所述草酸生产反应器配置为除丙烯外还接收硝酸和任选的氧。在一些实施方式中，系统1801配置为将来自电解器1803的过量氧输送到反应器1809。在一些实施方案中，反应器1809配置为将丙烯吸附到硝酸中并加热所得混合物，同时添加氧并去除氮氧化物。由此形成的工艺产生草酸，系统1801配置为将其输送到分离单元，例如结晶器和分离器单元1811。在一些实施方案中，单元1811配置为生产纯草酸。系统1801可以配置为将来自单元1811的硝酸返回到反应器1809。
在系统1801的一个版本中，通过不同的途径从电解器产生的一氧化碳和氢生成丙烯。在此版本中，系统1801配置为将来自二氧化碳电解器1803的一氧化碳和氢输送到醇合成反应器1813，醇合成反应器1813配置为生产甲醇或其他醇。在一些实施方案中，反应器1813配置为从除电解器1803之外的来源接收额外的氢。在一些实施方式中，反应器1813配置为以类似于图12中甲醇合成反应器1205的方式生产醇。
反应器1801配置为将醇合成反应器1813生产的醇输送至甲醇制烯烃反应器1815，所述甲醇制烯烃反应器配置为将醇转化为一种或多种烯烃，包括丙烯。系统1801配置为将反应器1815生产的丙烯输送到草酸合成反应器1809。甲醇制烯烃反应器1815可以配置为在酸性沸石催化剂如H-SAPO-34存在下通过涉及化学反应网络的反应将醇(例如甲醇)转化为烯烃。可以调节反应的温度和其他参数以产生期望的产物(在系统1801中为丙烯)。在一些实施方案中，系统1801配置为在约600至650℃的温度下操作反应器1815。
在各种实施方案中，使用二氧化碳电解器生产一氧化碳和氢的系统配置为通过诸如图12中的甲醇合成反应器1205的方法从一氧化碳和氢生产甲醇。相关系统配置为将所得甲醇提供给甲酸盐合成反应器，所述甲酸盐合成反应器可配置为执行BASF和/或Kemira-Leonard工艺以生产甲酸甲酯。
纯化单元
可以采用各种类型的纯化单元用于纯化或以其他方式浓集由二氧化碳电解器产生的一氧化碳。示例包括胺吸附单元(与例如具有约20体积％或更低的CO2浓度的气体流一起使用)、利用CO2的酸性的CO2吸附单元、CO吸附单元(使用例如铜化合物)、CO/CO2分离组合物(例如分子筛和金属有机框架)、低温系统(例如闪蒸系统)、和膜渗透单元。在一些实施方案中，CO纯化单元配置为在约100至400psia的压力下操作。基于胺的CO2吸附单元可使用乙醇胺(例如甲基二乙醇胺MDEA)的水溶液，任选地与哌嗪一起以增强吸附动力学。胺吸附剂可通过加热再生。示例的单元使用约30％(重量)MDEA和1％(重量)哌嗪的水溶液。
低温系统通过以下方式工作：冷却气体混合物，然后通过分馏塔以通过沸点分离气体。多个分馏塔可用于单个过程中，以分离和输送气体混合物的纯化组分。
膜纯化工艺使用保留所需产物气体但对气体流中的杂质高度渗透的膜。膜被包装成模块，其中在入口输入高压气体混合物。膜在高压下保留所需的产物气体，并允许不期望的杂质气体以单独的低压流离开。对于CO纯化，膜保留CO，但允许H2和CO2通过。纯CO将在产物流中排出。H2、CO2和少量CO将在废物流中离开。低压废物流可通过压缩机再加压并通过另一个膜级，以提高CO产物的回收率。基于膜的分离过程可产生大于99％的纯CO。
可采用吸附法去除CO。吸附法可采用变压、变温、真空摆动或其他操作条件的变化(例如湿度摆动)。吸附剂通常是固体或液体，在一个操作条件极端下对所需气体分子具有高亲和力，而在另一个操作条件极端下对气体分子具有低亲和力。例如，在高压条件下(例如约300kPa和约40-60C)的CO吸附剂可以从CO2和H2的混合物中捕获CO(约60-70mol％)。具有4个吸附塔(每个吸附塔含有8L吸附剂)的系统产生约5-10Nm3的99-99.9％纯产品CO的流量。使用更大的塔或额外的级允许将含约20-30％CO的气体混合物提质至约99％或更高的纯度。神户制钢公司(Kobe steel)已开发出用于CO吸附的吸附剂，所述吸附剂使用在诸如碳、氧化铝或二氧化硅的固体基质中的铜掺杂剂。
图19描述了用于验证含有二氧化碳和可能的其他成分(如氢)的一氧化碳流的系统1901。如所示，系统1901包括吸附器1903，吸附器1903配置为通过使含二氧化碳的气体与诸如乙醇胺的吸附剂材料接触来选择性地去除二氧化碳。吸附器1903包括气体入口1905，用于接收入口气体流，例如来自二氧化碳电解器(未示出)的气体流。吸附器1903还包括气体出口1907，用于释放经纯化的一氧化碳。
此外，如所示，吸附器1903包括入口1911用于接收纯化的吸附剂和出口1909用于排出负载的吸附剂(例如与进入吸附器1903的吸附剂相比含有更高浓度二氧化碳的吸附剂)。
系统1901还包括再生器1913，所述再生器配置为去除由吸附器1903排出的二氧化碳，从而产生再生的吸附剂材料以在吸附器1903中再次使用。在所描述的实施方案中，通过加热使吸附剂再生，其释放二氧化碳。使用预加热器1915和再沸器1917进行加热。预热器1915配置为接收来自吸附器1903的出口1909的负载的吸附剂，并将预热的吸附剂输送到再生器1913的入口1919。预热器1915接收来自从再生器1913到吸附器1903的途中的贫吸附剂的一些热。
系统1901配置为使用贫溶剂泵1921将来自再生器1913的出口1923的贫吸附剂输送至预热器1915，在预热器1915中，吸附剂损失其部分热。系统1901还配置为将来自预热器1915的贫吸附剂经由调温冷却器1925输送到吸附器入口1911。调温冷却器1925配置为进一步将吸附剂冷却至其能够有效地完成其在吸附器1903中去除CO2的工作的温度。调温冷却器可以是水冷模块。
如所示，再沸器1917配置成为再生器1913提供热，以从负载的吸附剂中释放二氧化碳。如所示，再沸器1917被包括在再循环回路中，所述再循环回路接收来自再生器出口1923的一部分贫吸附剂，并通过入口1927将加热的贫吸附剂返回再生器1913。
此外，系统1901包括循环压缩机1931，其配置为将二氧化碳压缩至例如适合进入二氧化碳电解器的压力，所述二氧化碳电解器产生含一氧化碳的入口流。
系统1901还包括与再生器1913相关的子系统，所述子系统使用冷凝器1933来冷凝可能包含在通过气体出口1935离开再生器1913的释放的二氧化碳中的一些吸附剂。注意，冷凝器1933配置为冷凝吸附剂并在吸附剂入口1937处将其输送回再生器1913。
在一些情况中，CO纯化器是具有串联连接的两个不同的纯化子系统的混合系统。例如，CO纯化器可具有在吸附剂子系统上游的低温子系统。混合系统可用于例如输入CO流具有相对低浓度一氧化碳(例如低于约70摩尔％)的系统中。
图20示出了具有低温预处理子系统2003和吸附剂后处理子系统2005的混合一氧化碳纯化系统2001。系统2001的第一阶段是低温子系统2003，其配置为部分浓集一氧化碳。在一些实施方案中，低温子系统配置为将一氧化碳浓集至至少约70体积％的水平。
如所示，低温预处理子系统2003配置为将来自例如二氧化碳电解器(未示出)的产物气体供给压缩机2007，压缩机2007配置为将气体压缩至规定的压力或密度。系统2001配置为将来自压缩机2007的压缩气体输送到冷却器2011，冷却器2011配置为降低所述压缩气体的温度。冷却器2011耦合到制冷系统2009，所述制冷系统2009配置为从冷却器2011移除足够的热以将压缩气体保持在期望温度或低于期望温度。
冷却器2011配置为将压缩气体冷却至降低的温度。冷却器2011还配置为接收来自分离器2019的CO2浆料(其提供降低的温度)，并将CO2释放到配置为释放所气化的二氧化碳的调温蒸发器(trim vaporizer)2013。来自调温汽化器2013的气化的二氧化碳可通过系统2001输送至再循环压缩机2015，再循环压缩机2015配置为提供适合于供给至二氧化碳电解器阴极侧的加压二氧化碳。
在所描述的实施方案中，低温子系统2003配置为将来自冷却器2011的经冷却和压缩的输出提供至Joule Thompson阀2017，所述Joule Thompson阀配置为使压缩气体快速膨胀，从而使气体进一步冷却。这种动作可充分冷却气体以将一些气态CO2转化为液体或固体或浆料。无论如何，冷气体被提供给连接至Joule Thompson阀2017并具有二氧化碳浆料出口2021和部分纯化的一氧化碳气体流出口2023的分离器2019。在一些实施方案中，部分纯化的一氧化碳流具有至少约50摩尔％或至少约70摩尔％的浓度。
在所描述的实施方案中，系统2001配置为将来自出口2023的部分纯化的一氧化碳气体流提供至吸附剂后处理子系统2005，在所示的实施方案中，所述吸附剂后处理子系统配置为与整个吸附剂系统1901类似。如图所示，子系统2005具有吸附器2033，其配置为从部分纯化的CO流中吸附二氧化碳并输出经纯化的CO气体。子系统2005还具有吸附剂再生器2043。子系统2005的其他部件包括吸附剂调温冷却器、吸附剂预热器、贫吸附剂泵、吸附剂再沸器和吸附剂冷凝器。
虽然图19和图20的讨论以及一氧化碳纯化器的其他讨论描述了涉及去除二氧化碳的情况，但一氧化碳纯化器可额外或替代地配置为去除其他杂质气体，如含硫气体(例如硫氧化物)。
补充性氢源
在一些实施方案中，利用碳氧化物电解器的集成系统包括额外的氢源(除由电解器产生的外)，或配置为从外部来源接收额外的氢。可利用额外氢源的集成系统的示例包括费托系统，聚碳酸酯生产系统，乙二醇生产系统，聚对苯二甲酸乙二醇酯生产系统，甲醇、丁醇和/或其他醇生产系统，乙酸生产系统，异氰酸酯生产系统，聚氨酯生产系统，以及草酸生产系统。在一些实施方案中，额外的氢源是水电解器，例如质子交换膜水电解器。在一些实施方式中，水电解器与碳氧化物还原电解器共享电气基础设施。在一些实施方案中，额外的氢源是或包括如下配置的单元，所述单元用于执行(a)甲烷、燃料油、石油焦和/或其他化石燃料的蒸汽重整、热裂化和/或部分氧化，煤气化；(b)蒸汽甲烷重整；(c)生物质、城市固体废物和/或其他废物源的气化、热解和/或其它高温转化；(d)炼油厂废物流的变压吸附；(e)从工业反应(例如熔融盐氯生产)中分离氢副产物；和/或(f)通过例如太阳能/热能分解水。在一些实施方案中，在一个或多个这些单元中使用的甲烷或其他简单烃源自生物气。
从电解器输出中回收二氧化碳
在许多实施方式中，从二氧化碳电解器阴极排出的产物气体中包含大量未反应的二氧化碳。例如，产物气体可含有约10-70摩尔％的二氧化碳。在一些实施方案中，系统包括二氧化碳回收单元，所述二氧化碳回收单元布置成接收来自二氧化碳电解器的产物气体并产生可任选地再循环到电解器的经浓集的二氧化碳产品。在一个示例中，二氧化碳回收单元包括直接空气二氧化碳回收模块，如本文别处所述。应当理解，来自二氧化碳电解器的产物气体可能含有比空气高得多的二氧化碳浓度。因此，与用于直接空气捕获的相应单元相比，与电解器一起使用的直接空气捕获单元可以具有经修改的配置。作为示例，直接空气捕获单元可以采用变温吸附、变压吸附或电摆动(electro-swing)吸附。
图21A说明了系统2101，所述系统具有上游DAC单元2105和下游DAC单元2107，所述上游DAC单元配置为从空气中浓集二氧化碳，所述下游DAC单元配置为从二氧化碳电解器2103的产物气体中去除未反应的CO2。系统2101配置为将纯化的未反应二氧化碳与来自上游DAC单元2105的新鲜二氧化碳合并，并将其引入电解器2103。下游DAC单元2107的设计可以与上游DAC单元2105不同(例如溶剂量、接触器尺寸)，以便解决空气中与产物气体中二氧化碳的浓度显著不同。
图21B说明了具有DAC单元2115的系统2111，所述DAC单元配置为从空气中捕获二氧化碳，并从电解器2113的产物气体中分离未反应的二氧化碳。系统2111配置为将分离的二氧化碳供给到电解器2113中。贫二氧化碳产品和贫二氧化碳空气离开DAC单元2115用于下游处理。
与电网集成
当电网的电能来源不能根据需求直接控制时，可能会出现各种问题。太阳能、风能和一些其他基于非燃烧的电能来源是其中能量产生与能量需求分离的来源的示例。
当可再生能源连接到电网时，风速或阳光强度的波动可使电网上可用电量降低到需求超过供应的程度。这可降低电网频率，其可损坏一些电气设备和/或导致电压不足(brown out)或停电(black out)。
为了防止这种情况，可与可再生电源结合使用灵活发电机和用电设备。这样的部件可以有助于电网负载均衡系统并配置为从电网汲取可变负载，从而在必要时减少电力需求，以防止需求接近供应。这可以为电网提供频率稳定，使其能够以大量可再生电力运行。
已经提出了各种方法来储存当供应超过需求时产生的多余能量。示例包括水储存器、蓄电池和水电解器。例如，使用蓄电池存储电网的多余能量需要大量高容量蓄电池，以提供足够的容量来存储电网上的能量源最大多余能量。
相比之下，碳氧化物电解器可以以相对容易储存的液体或气体的形式储存多余的能量。而且，与水电解器相比，碳氧化物还原槽可以以产生液体产物而不是气体产物的方式运行。液体产物可能更容易储存，特别是考虑到其相对较高的密度。
碳氧化物电解器的产品可用作发电燃料，以便在需求可能超过供应时将电能送入电网。电解器产物可在涡轮机或其他机械电源中燃烧和/或在燃料电池中电化学消耗以直接产生电能。在一些实施方案中，诸如一氧化碳或甲醇的碳氧化物电解器输出被存储以供稍后在燃料电池中使用，以将电能直接注回电网。在一些实施方案中，燃料电池是配置为氧化含碳反应物(例如天然气)的燃料电池，例如来自加利福尼亚州森尼维尔的Bloom Energy的固体氧化物燃料电池。
CO2电解产物可以是气相(例如CO、甲烷、乙烯)或液相(例如乙醇、甲醇、乙二醇)。液体产品具有易于长期储存的优点。气相产物可通过一系列下游工艺(如气体发酵或热化学反应)转化为液相化学化合物。气相和液相产品也可用于制造固体材料。例如，CO是制造聚碳酸酯所需的输入之一，或者可以与氢氧化钾反应制备甲酸钾。
图22A描述了将碳氧化物还原电解器2203连接到电网2205或其他电能来源的系统2201。所述系统2201可以配置为以当所产生的能量超过电能需求时存储由电系统产生的多余能量的方式操作。
在系统2201中，可变电能来源2206产生电能，所述电能任选地提供给电网2205。在所描述的实施方案中，能量源2206经由具有整流器2207和变压器2209的电线耦合到电网2205。这些和/或其他电元件可用于以适当的电压和波形从所述可变源2206向电网2205提供电能。
在所描述的实施方案中，电网2205连接到电能需求，所述电能需求至少与电能供应2206的可变性相比是近似恒定的。在所描述的实施方案中，需求由元件2208示出，元件2208一般表示一个或多个电能消费者，例如居民消费者和/或工业消费者。对于许多应用，能量消耗者需要具有一定电压和电波形的电能，所述电压和电波形可以由整流器2211和变压器2213产生。如所示，这些元件设置在电网2205和需求2208之间。
如所示，所描述的实施方案提供了电解碳氧化物还原槽或槽组2203，其配置为通过将过剩能量转化为电解碳氧化物还原的化学产物来消耗来自电网或其他电能系统的过剩电能。如果所述槽或槽组2203直接从电网接收电能，则可需要例如通过整流器2217、变压器2219和/或其他电气部件对电能进行整流和转换。
电解器2203的阴极侧通过入口管线接收碳氧化物反应物(二氧化碳和/或一氧化碳)。碳氧化物可以由许多可能的来源或原料2222中的任何一种或多种提供，例如本文别处所述的那些。
阴极配置为产生诸如气态或液态Cl化合物(如一氧化碳、甲烷、甲醛或甲酸)或气态或液态高级碳化合物(如乙烯)等产物。这样的产物与其他组分一起通过出口管线从电解器2203中移除。在一些实施方案中，将出口气体(其可被加湿)提供给气体分离器2225。气体分离器使水和/或一种或多种液体产物冷凝。未反应的碳氧化物和/或水可通过管线2221提供回到碳氧化物电解器2203。在一些实施方案中，供应到电解器的碳氧化物被加湿以促进还原反应。
在所描述的实施方案中，在电解器2203的阴极侧下游提供各种可选部件。这些包括除雾器2227、质量流量计或控制器2229、冷凝阱2231、阀2233、储气罐2235、纯化模块2237和产品转化系统/反应器2239。得到的燃料、化学品或其他材料2241被适当地储存或使用。如所述，电解器2203的化学产品存储由可变能量源产生的多余能量。可以通过燃烧、燃料电池操作等将存储在产品中的化学能转换成热能或电能来恢复所述能量。或者，至少在近期内不恢复所述能量，而是将电化学还原产品转换成另一种有用的商品，例如塑料。
电解器2203还包含阳极，所述阳极接收阳极反应物，例如在阳极处电解氧化的水。在所描绘的实施方案中，水源2243通过一个或多个可选部件提供给槽2203的阳极，所述部件例如给水泵2245、除雾器2247、气体分离单元2249(其还具有入口用于接收来自阳极的产品，所述产品可包括水蒸气和氧)、循环泵2251、质量流量计或控制器、以及离子交换器(其配置为去除可能对电解器2203的操作有害的阳极水的离子或其他组分)。在一些实施方案中，系统2201包含将阳极水再循环回路连接到碳氧化物入口管线2221的管线，以将输送到电解器2203阴极侧的碳氧化物加湿。
系统2201还可以具有一个或多个用于去除电解器2203的氧或其他产品的部件。电解器2203的阳极侧包括出口管线22057，所述出口管线配置为从电解器中去除氧或其他产品。出口管线2207与分离单元2249连接。阳极产物流中的氧和水可以在单元2249中彼此分离，从而水可以通过循环泵2251再循环回到阳极。
系统2201可配置有用于去除氧或阳极的其他气态产物的部件。在所描述的实施方案中，这些部件是除雾器2259和控制阀2261。
在这些示例中以及在整个公开中，所述系统可以在设施、工厂或建筑综合体中提供。在一些实施方案中，系统的所有或许多反应器和单元和/或模块设置在共同的制造厂、工厂或综合体中。例如，用于生产诸如聚碳酸酯聚合物或运输燃料的特定材料的系统可以包括碳氧化物电解器和一个或多个其他反应器，这些反应器利用电解器的产物和/或向电解器提供反应物，并且电解器和其他反应器设置在单个建筑物或工厂中。在一些情况中，在外部环境中提供一个或多个系统部件。例如，直接空气捕获单元可以设置在外部，而二氧化碳电解器位于建筑物内部，即使所述系统配置为从直接空气捕获单元向电解器提供二氧化碳。
图22B和22C描述了使用电解器的电网管理系统的进一步示例。如图所示，系统2258和2259使用配置为氧化含碳反应物(例如甲烷或天然气)的燃料电池，例如来自如上所述Bloom Energy的固体氧化物燃料电池。在所描绘的实施方案中，碳氧化物电解器2261耦合到电网或其他电能来源2263，例如配置为从风能、太阳能或其他可再生能源发电的设备。除了电能，电解器2261还接收二氧化碳和水作为输入。在一些实施方案中，至少部分地从燃料电池2265的输出接收二氧化碳输入。可以在输送到电解器2261之前提供压缩机2267以压缩这种二氧化碳。
如图22B的实施方案所示，电解器2261配置为输出一氧化碳，系统2258配置为将一氧化碳输送至燃料电池2265。系统2258可进一步配置为向燃料电池2265提供天然气或其他输入，燃料电池2265配置为产生可提供给电网2263的电力。在一些实施方式中，系统2258包括蒸汽甲烷重整器单元2271，其配置为产生用于输入到燃料电池2265的氢。
如图22C的实施方案所示，电解器2261配置为输出包括一氧化碳、乙烯、甲烷等在内的各种化合物中的任何一种或多种。在一些实施方案中，将这些化合物中的一种或多种从系统2259中去除，用于与用电负荷均衡潜在无关的目的。例如，一种或多种化合物可用作原料用于合成如本文别处所述的化合物或聚合物。
在所描绘的实施方案中，系统2259配置为将电解器2261的至少一些输出输送至燃料电池2265，任选地与来自外部源的天然气或其他燃料一起输送。在一些实施方案中，电解器2261的输出被提供为合成天然气或被转换以形成这种气体。系统2259配置为将合成天然气单独或与其他天然气一起供应给燃料电池2265。在一些实施方案中，系统2259配置为将一氧化碳和/或电解器2261的其他输出直接提供给燃料电池2265。在一些实施方式中，系统2259包括蒸汽甲烷重整器和/或变压吸附单元2273或配置为在气体被输入燃料电池2265之前对其进行处理的其他纯化单元。蒸汽甲烷重整器可将来自天然气来源和/或电解器的甲烷转化为用于输送至燃料电池2265的氢。变压吸附单元可用于从燃料电池2265的入口流中去除一些二氧化碳或其他杂质。在一些实施方案中，采用另一种类型的杂质去除单元。
在一些实施方案中，如图22B和/或图22C所示，变压吸附器或其他气体纯化单元配置为从离开蒸汽甲烷重整器的气体混合物中分离纯氢流。来自重整器的尾气可包括CO、CO2、未反应的CH4和一些H2。尾气被送入燃料电池，燃料电池继而产生相对纯的CO2(和水)流，然后将其送入CO2电解器。一些蒸汽甲烷重整器配置为通过在重整反应之后采用水煤气变换反应来制备具有相对高浓度氢的产物。水煤气变换反应将一氧化碳和水(反应物)转化为二氧化碳和氢。在一些实施方式中，蒸汽甲烷重整器配置为生成合成气混合物，并且可以不实施水煤气变换步骤。
在一些实施方式中，如图22B和/或图22C所示，蒸汽甲烷重整器产生两种含CO2流：(1)如上所述的尾气，来自反应器，以及(2)烟道气，来自用于加热反应器管和生成反应用蒸汽的炉。尾气可含有相当高浓度的二氧化碳(例如分离前约15％，分离后则约50％)。烟道气具有相对较低的二氧化碳浓度(例如仅约3-5％CO2浓度)。在各种实施方式中，约三分之二的二氧化碳排放来自尾气，约三分之一来自烟道气。在一些实施方案中，所述系统配置为捕获来自(a)纯化(例如使用变压吸附器)前的尾气、(b)纯化后的尾气、(c)烟道气、或(d)来自烟道气和尾气的组合流的排放物。在一些实施方式中，系统配置为将来自碳氧化物电解器的氧供给到蒸汽甲烷重整器的一个或多个炉中。在一些实施方式中，这提供了更高的效率和/或在烟道气中产生更高的二氧化碳浓度，从而简化了二氧化碳捕获。
燃料电池2265配置为输出可输送至电网2263的电力。在一些实施方案中，系统2259包括二氧化碳存储单元2269，其配置为将来自燃料电池2265的二氧化碳输出在被电解器2261使用之前存储起来。
合成气制备
本节所述和/或图23A-D中所示的实施方案涉及制造一氧化碳和氢的混合物。这些混合物中的一些可称为合成气。这里描述的实施方案涉及配置为接收一氧化碳、二氧化碳和氢的混合物并修改所述混合物以产生具有特定组成的一氧化碳和氢的混合的方法和系统。在一些情况中，输入是从碳氧化物电解器(例如本文中所述的碳氧化物电解器之一)获得的气态混合物。
如本文中所述生产的一氧化碳和氢的混合物可具有各种应用。它可用于产生石脑油或其他液体烃组合物，例如可通过费托工艺生产(参见例如图6A和6B的讨论)。它也可用作气体发酵反应器的输入(参见例如图4和图5)。它也可以用于生产各种化学品，如醇(参见例如图15和18)和/或多元醇(参见例如图14和16)。
生产一氧化碳和氢的混合物的各种实施方案可采用如涉及图19和20所述的碳氧化物分离器系统。
一氧化碳和氢的混合物可以通过从输入流中直接去除CO或CO2来产生。在通过从输入流中直接分离CO来生产混合物的实施方案中，可以在CO纯化操作的下游将氢添加到纯化的CO流中。例如，可以通过在CO分离操作下游的操作中将其与CO2分离来制备纯化的氢。
图23A描述了在直接从输入流中分离一氧化碳的工艺中生产一氧化碳和氢的混合物的一般方案。可从二氧化碳电解器的阴极出口提供的输入流包含二氧化碳、一氧化碳、氢和任选的其他组分，例如少量的水和/或烃。将输入流进料到一个或多个分离元件2303，所述分离元件配置为产生一个含有纯化一氧化碳的流2305和另一个含有二氧化碳和氢的混合物的流2307。元件2303可以包括例如CO吸附元件和/或CO吸附和解吸(s tripping)子系统，例如变压或变温子系统。蒸汽2307被供给到一个或多个元件2309，所述元件配置为将氢与二氧化碳分离。在一些实施方案中，元件2309包含膜分离器，所述膜分离器例如阻止二氧化碳通过，同时允许氢通过。在操作中，元件2309产生氢流2311和二氧化碳流2313。氢流2311可与一氧化碳流2305组合以产生包含一氧化碳和氢的混合物的流2315。任选地，可将二氧化碳流2313再循环到碳氧化物电解器。
在一些实施方案中，制备氢和一氧化碳的混合物的工艺可通过以下操作表征：
1.在变压吸附过程中通过例如离子液体吸附从混合物中分离CO
2.通过例如膜将H2与CO2分离
3.将H2和CO混合
在从输入流直接生产纯化一氧化碳的一些实施方案中，使用离子液体从输入气流中脱除一氧化碳。在分离期间，离子液体接触输入气体并选择性地吸附一氧化碳，同时允许大部分氢和二氧化碳通过(未溶解或未吸附)。在一些实施方案中，使输入流在吸附塔中接触离子液体。在接触输入流之后，将富含一氧化碳的离子液体流进料到解吸塔，所述解吸塔在将一氧化碳从离子液体中解吸的条件下操作。所得的贫离子液体流可再循环回选择性吸附一氧化碳的部件。
用于分离一氧化碳的合适的离子液体优先吸附一氧化碳，而基本上不吸附二氧化碳和/或氢。其它特征可包括低成本、低蒸气压(例如在使用期间不产生挥发性有机化合物)、低运动粘度(例如低于约150cSt)、温和的吸附条件(例如约0C至20C的温度；约25巴或更低的压力(例如约17巴))、温和的解吸条件(例如约0-100C或更低的温度、约5巴或更低的压力)、和/或低毒性。此类离子液体的示例包括1-己基-3-甲基咪唑鎓氯化物(与氯化亚铜)。
在一些实施方案中，通过从含有一氧化碳、氢和二氧化碳的输入流中直接去除二氧化碳来产生一氧化碳和氢的混合物。在这样的实施方案中，一个分离输出流包括氢和一氧化碳的期望混合物。
图23B描述了在直接从输入流中分离二氧化碳的工艺中生产一氧化碳和氢的混合物的一般方案。可从二氧化碳电解器的阴极出口提供的输入流包含二氧化碳、一氧化碳、氢和任选的其他组分例如少量的水和/或烃。将输入流进料到一个或多个元件2302，所述元件2302配置为产生含有纯化二氧化碳的二氧化碳流2304和另一个含有一氧化碳和氢的混合物的流2306。元件2302可以包括例如二氧化碳吸附元件或包含二氧化碳吸附和解吸元件的子系统，例如变压或变温子系统。任选地，二氧化碳流可再循环至碳氧化物电解器。
在直接从输入流中去除二氧化碳的一些实施方案中，使用离子液体从输入气体流脱除二氧化碳。离子液体接触输入气体并选择性地吸附二氧化碳，同时允许大部分氢和一氧化碳通过。在一些实施方案中，输入流在吸附塔中接触离子液体。在接触之后，将富含二氧化碳的离子液体流的输入流进料到解吸塔，所述解吸塔在从离子液体中解吸二氧化碳的条件下操作。所得的贫离子液体流可再循环回选择性吸附二氧化碳的部件。
用于分离二氧化碳的合适的离子液体优先吸附二氧化碳，而基本上不吸附一氧化碳和/或氢。其他特征可以包括低成本、低蒸汽压(例如在使用期间不产生挥发性有机化合物)、低运动粘度(例如低于约150cSt)、温和的吸附条件(例如约15C或更高的温度、约50巴或更低的压力)、温和的解吸条件(例如约0-100℃或更低的温度、约5巴或更低的压力)和/或低毒性。此类离子液体的示例包括1-丁基-3-甲基咪唑六氟磷酸盐[bmim][PF6]。
在一些实施方式中，配置为产生一氧化碳和氢的混合物的系统不包含配置为将输入或输出流冷却至低于约30℃或低于约20℃或低于约10℃的部件。例如，所述系统不包括将入口气体冷却至低于20℃的压缩机。
CO分离示例
如所述，在二氧化碳电解器的输出中包含一氧化碳和氢。这种电解器输出气体用作分离系统的输入，所述分离系统产生一氧化碳和氢的混合物。在一些实施方案中，通过使用离子液体如1-己基-3-甲基咪唑鎓氯化物(CuCl)的变压吸附工艺从气体流中回收一氧化碳。
加压的入口气体流从吸附塔底部进入，同时从塔顶喷洒吸附剂。填充床可以增强气体与液相之间的接触并促进一氧化碳吸附。剩余的气体化合物(CO2、H2和少量剩余的CO)从塔顶部离开，而富含CO的液相从塔底部离开。
在一些实施方案中，吸附剂包括CuCl和离子液体的混合物(例如约50摩尔％CuCl和50摩尔％离子液体1-己基-3-甲基咪唑鎓氯化物)。CuCl的入口摩尔量可以为待吸附的一氧化碳量的约1.5至2.5倍(例如约1.9倍)大。
富CO液相在热交换器中被加热，然后进入解吸塔。解吸塔的压力可以小于2巴(例如约大气压)，而温度在顶部可以相对低(例如约30C)到底部可以相对高(例如60C)。在这些条件下，大部分CO可能会蒸发。液相流至塔底，其中使用例如总再沸器将部分馏分(例如约15％)再循环回塔，而剩余部分(例如约85％)流回吸附塔。在一些实施方案中，来自再沸器的沸腾液体将热传递给进入流。
参见图23C所示的系统2321的以下CO吸附-解吸部件：由与冷却器2324一起工作的压缩机2323压缩和冷却入口流2322。经压缩和冷却的入口气体进入吸附塔2325的底部，其中入口流中的CO被液体选择性地吸附。富含CO的液相在热交换器2326中被加热(流5)，然后进入解吸塔2327(流6)。解吸塔的压力可以是大气压，而温度可以例如从顶部的30C到底部的60C。在这些操作参数下，CO在吸附剂中的溶解度很低，导致大部分CO蒸发。液相流至塔2327底部(流8)，其中例如约15％使用再沸器2328再循环回塔2327(流9/10)，而剩余部分(例如85％)流回至吸附塔2325(流11-16)。
CO2和H2的气体流离开吸附塔2325的顶部。CO2和H2可以通过各种技术分离。在一些实施方案中，使用膜过滤器2330分离它们。在一些实施方案中，膜过滤器是来自加利福尼亚州纽瓦克的Membrane Technology and Research Corporation Inc.的PolarisTM过滤器。相较于作为渗余物获得的H2，这种膜可具有更高的CO2渗透性。在一些示例中，膜过滤器在约5至15巴(例如约9巴压力)的压力下和/或在约0-20C(例如约5C)的温度下操作。
CO2分离示例
如在CO吸附实施方案中所述，在二氧化碳电解器的输出中包含一氧化碳和氢。这种电解器输出气体用作分离系统的输入，所述分离系统产生一氧化碳和氢的混合物。在一些实施方式中，使用离子液体(例如[bmim][PF6])直接从输入流中吸附CO2。吸附可以在各种压力(例如约10-60巴)中的任何压力下进行。在一些实施方式中，入口气体流的压力可为约8至16巴。为此，系统可采用压缩机的额外压缩。
在一些实施方案中，CO2吸附塔在相对较高的压力下操作，例如约20至60巴或约40至50巴(例如约44巴)。在这种压力和25℃下，CO2在1摩尔离子液体中的溶解度为约0.2摩尔。在一些实施方案中，CO2吸附塔在相对低的压力下操作，例如约1至20巴。在一些实施方案中，吸附塔在约20至80C、或约20至30C或约40至60C的温度下操作。
图23D显示了一个示例CO2吸附-解吸系统2351，用于处理二氧化碳电解器的输出以产生一氧化碳和氢的混合物。入口流由压缩机2353压缩。压缩的入口气体(流(2))进入吸附塔2355的底部，其中入口流中的CO2被液体(例如离子液体)选择性地吸附。吸附剂液体的流量可以通过监测入口流中二氧化碳的摩尔流量来调节或控制。塔中的吸附剂液体可以保持在特定水平。因为吸附剂在系统中循环，所以它不会积聚在塔底。可以采用控制器来感测塔底部中的吸附剂的量，并将吸附剂水平调节或保持在塔内的期望水平。
在一些实施方案中，CO2吸附塔在以下条件下操作：
CO2分压：13巴
温度：28.1℃
液相粘度：110cP
气相粘度：0.017cP
CO2在吸附剂中的扩散率：500mm2/s
塔直径：0.5m
塔高度：12.4m
压降：0.012巴
Cf(填充常数):170
填料总比面积:108m2/m3
公称填料直径：0.005m
CO和H2的气体流(流(3))从吸附塔2355的顶部离开。这种流可以用作合成气。
来自吸附塔2355的富含CO2的液相在热交换器2356中被加热(流5)，然后进入解吸塔2357(流6)。在解吸器的操作参数下，CO2在吸附剂中的溶解度低，导致大部分CO2蒸发。液相流至解吸塔2357底部(流8)，其中一部分液相使用再沸器2358(流9/10)再循环回到塔2357，而剩余的液相流回吸附塔2355(流11-16)。在一些实施方案中，使用例如再沸器将吸附塔底部约4％至5％的底部液体再循环回所述塔。
在一些实施方案中，CO2解吸塔在约0.5至5巴(例如约1巴)的压力下操作，入口富CO2吸附剂流的温度为约40至60℃，塔底温度为约60至80℃。
乙烯纯化
本节中描述的实施方案涉及制备乙烯。这里描述的实施方案涉及配置为接收含有乙烯的混合物并调整所述混合物以产生纯化乙烯的方法和系统。在一些情况中，输入是从碳氧化物电解器(例如本文中所述的碳氧化物电解器之一)获得的气体混合物。
在一些实施方式中，乙烯纯化系统配置为生产相对纯的乙烯，而不一定产生由电解器生产的任何其他组分的相对纯的流。在一些实施方式中，乙烯纯化系统配置为产生相对纯的乙烯以及相对纯的一种或多种其他组分(例如氢、一氧化碳、二氧化碳、甲烷、乙醇或其任何组合)的流。
在各种实施方案中，乙烯纯化系统包括一个或多个部件或子系统，用于(a)吸附和分离二氧化碳，(b)通过膜过滤将乙烯与一种或多种其他组分分离，(c)分馏以分离乙烯和甲烷，(d)将甲烷化学转化为乙烯，以及(e)(a)-(d)的任何组合。在一些实施方案中，胺或离子液体用于吸附二氧化碳。在一些实施方案中，膜过滤部件配置为从乙烯(任选地与甲烷一起)中分离一氧化碳和氢。
如本文中所述生产的乙烯可能有各种用途。例如，它可用于生产环氧乙烷(参见例如图10A、图11和图14的讨论)，在一些情况中，还可生产环氧乙烷的反应产物，如单乙二醇和聚乙二醇。
在本节所述的一些实施方案中，输入气体包括乙烯，典型地包括一些甲烷和未反应的二氧化碳。可能存在的其他组分包括氢、一氧化碳、水、乙醇及其任何组合。
例如，乙烯纯化系统的入口流可具有以下摩尔％组成：氢(4.75％)、甲烷(23.72％)、一氧化碳(0％)、二氧化碳(50.73％)、乙烯(9.49％)、乙醇(4.75％)和水(6.57％)。可由二氧化碳电解器产生这样的组成。
路径1：用于乙烯分离的低温蒸馏
在一些实施方案中，通过包括吸附二氧化碳和随后的分馏以去除氢、一氧化碳和/或甲烷的路径将乙烯与其他组分分离，以生产纯化的乙烯。例如，所述工艺可以包括以下顺序的操作：
操作1：冷凝液体产物以去除乙醇和水
操作2：CO2去除
操作3：蒸馏-去除氢、CO和甲烷
操作3(替代地或任选地)：通过甲烷的氧化偶联将甲烷转化为乙烯
从输入流中去除水和乙醇的分离过程可以以各种方式实施。在一些实施方案中，其以两步工艺实施：冷凝和随后的分子筛吸附工艺以进一步去除水和乙醇。在一些实施方案中，使用输入流的压缩来实现水和乙醇的冷凝。在一些实施方案中，水和乙醇的冷凝是使用吸附塔完成的，例如，在线用水(with water as on stream)的逆流塔。所述塔任选地包括催化剂。在一些实施方式中，在塔中达到热平衡，并且两个出口流具有相同的温度(例如约25至50C)。
在一些情况中，使用胺(如二乙醇胺、单乙醇胺、二甲胺、哌嗪、2-氨基丙醇、二异丙醇胺、氨基乙氧基乙醇和/或甲基二乙醇胺)或通过离子液体从气体流中去除二氧化碳。在一些实施方式中，所选胺的浓度为二氧化碳的浓度的至少约10倍大。在一些实施方案中，含胺液体在水溶液中具有约50-80摩尔％的胺。
基于胺的二氧化碳去除工艺的示例工作条件：
吸附器：约35至50℃，绝对压力约5至205atm；
再生器：约100至126℃，塔底处绝对压力约1.4至1.7atm。
在一些实施方式中，将贫胺和酸性气体之间的温差保持在约5℃或更高。如果温差更近，则可能发生烃的冷凝。
可采用各种方法对含乙烯和甲烷的流进行脱甲烷。在一些实施方案中，进行低温蒸馏过程。参见例如美国专利第3902329号(King III等人)，其通过引用将其全文并入本文。在一些实施方案中，低温蒸馏在约-90℃或更低的温度下进行。
在一些实施方式中，乙烯/甲烷气体混合物在压缩机中加压(例如至约100巴的压力和约15C的出口温度)。气体混合物用急冷水冷却。然后，通过例如用节流阀节流所压缩的气体混合物，可以使出口气体被显著冷却(例如至约-100℃的温度)。
以下是通过低温蒸馏从乙烯中分离甲烷的示例方法：
20-30个或更多个塔板
温度：冷凝液返回塔处的塔上为-90℃至-105℃
压力：25至40巴或更高
98％效率
在一些示例中，低温蒸馏塔具有以下设计参数：
直径：0.085m
高度：6.8m
级数：17
级效率：80％
回流比：1.129
蒸气线速度：3m/s
分离效率：98％
在一些实施方案中，所述方法通过膜分离从乙烯(和任选的其他组分)中去除氢。
在一些实施方案中，所述方法采用甲烷氧化偶联(OCM)成乙烯。可以在甲烷和乙烯分离后对含甲烷的蒸汽上进行OCM。这一工艺可产生乙烷、CO、H2和CO2作为不需要的副产物。除了反应温度之外，一个重要的参数是与甲烷反应的氧量。
OCM可包括以下呈现的反应中的一些或所有。参见例如Bhatia,Subhash&Thien,Chua&Mohamed,Abdul.(2009).Oxidative coupling of methane(OCM)in a catalyticmembrane reactor and comparison of its performance with other catalyticreactors.Chemical Engineering Journal-CHEM ENG J.148.525-532.10.1016/j.cej.2009.01.008，通过引用将其全文并入本文。
步骤1:CH4+2O2→CO2+2H2O
步骤2:2CH4+0.5O2→C2H6+H2O
步骤3:CH4+O2→CO+H2O+H2
步骤4:CO+0.5O2→CO2
步骤5:C2H6+0.5O2→C2H4+H2O
步骤6:C2H4+2O2 2CO+2H2O
步骤7:C2H6→C2H4+H2
步骤8:C2H4+2H2O→2CO+4H2
步骤9:CO+H2O→CO2+H2
步骤10:CO2+H2→CO+H2O
所述工艺的产率取决于反应条件和氧比率。可以选择甲烷和氧的量以促进例如步骤2和步骤5中的反应。在一些实施方案中，这种工艺在由盘形平面BSCF膜组成的催化剂膜反应器中进行。
OCM反应器设计和操作的示例见下表，所述表摘自X.Tan，K.Li的Handbook ofMembrane Reactors:Reactor Types and Industrial Applications，2013年，通过引用将其全文并入本文。
在各种实施方案中，OCM温度在乙烷蒸汽裂化产生乙烯的范围内。分析表明，在850℃-950℃的温度范围和0.3-0.5的蒸汽:烃比率下操作产生了良好的乙烯产率，同时将副产物降至最低。在一些实施方案中，OCM裂化反应在管式反应器中并在升高的压力(例如约2至2.5巴)下进行。
在一些实施方案中，约0.3的甲烷转化为乙烯(摩尔)，这可为典型入口进料中存在的乙烯量。因此，通过使用上述工艺，乙烯的生产量几乎翻了一倍。
在一些实施方案中，工艺包括将蒸汽和氢与形成的乙烯分离的操作。逆流吸附塔可用于这种操作。作为示例，工艺条件可包括约5-50巴(例如约10巴)的压力和约150至500C(例如约300C)的温度。在一些实施方案中，具有足够体积流动的水的吸附塔将接近100％的水和氢从气体中分离出来。
路径2：乙烯分离用膜的用途
在一些实施方案中，通过包括气体流的膜分离的路径将乙烯与其他组分分离，以产生富乙烯流。例如，这种工艺可包括以下顺序的操作：
操作1：冷凝液体产物以去除乙醇和水
操作2：采用胺处理去除CO2
操作3：采用膜分离去除CO+H2
操作4：采用膜分离将乙烯与甲烷分离。
在一些实施方式中，操作1和操作2以与上述采用低温蒸馏的路径相同的方式进行。操作3和操作4使用设计或配置为将气体组分彼此分离的膜来执行。在一些实施方案中，合适的膜由加利福尼亚州纽瓦克的Membrane Technology&Research,Inc.提供。
所述设计可包括在膜分离之前去除乙醇和水的压缩级(compression stage)。
去除非烃的膜级
第一膜可以分离几乎100％的H2、CO2、乙醇和水。它可以不将CH4与C2H4显著分离。
例如，从50.7摩尔％CO2、23.7摩尔％CH4和9.5摩尔％C2H4的初始气体混合物开始，所得的产物流含有64.7摩尔％CH4和30.5摩尔％C2H4，其余气体大部分为CO2(3.7％)。为了减少CH4/C2H4混合物在渗透物流中损失，可采用两级分离设计。
压力为10巴，入口流温度为30℃。在膜中发生冷却过程，残余物的温度为-2.1℃。个人来看，10％的损失是令人满意的。
在一些实施方案中，膜是中空纤维膜，包括聚丙烯(PP)、聚乙烯(PE)、聚四氟乙烯(PTFE)、PVDF、聚砜(PS)、聚醚酰亚胺(PEI)或其任何组合。在一些实施方案中，膜具有约50-70％(例如约60％)的孔隙率。在一些实施方案中，膜具有约2至3μm的平均孔尺寸。
乙烯/甲烷分离
在一些实施方案中，甲烷-乙烯分离膜包括用于在室温下分离的金属有机膜。在一些实施方案中，甲烷-乙烯膜分离在296K下具有12至20的吸附选择性。吸附选择性＝20表示95％的分离过程效率。
膜可包括微孔金属有机框架Zn4L(DMA)4(UTSA-33，H8L＝1,2,4,5-四(5-间苯二甲酸)苯，DMA＝N,N′-二甲基乙酰胺)，具有约4.8至的小孔(He，Yabing等人，“Amicroporous metal-organic framework for highly selective separation ofacetylene,ethylene,and ethane from methane at room temperature.”Chemistry-AEuropean Journal 18.2(2012):613，通过引用将其全文并入本文)。
在一些实施方式中，在甲烷分离后，对甲烷进行OCM以增加乙烯的产量。
路径3：过滤膜和低温蒸馏用于乙烯分离的用途
在一些实施方案中，使用膜过滤器将甲烷和乙烯与诸如氢、一氧化碳和二氧化碳等其他组分分离。在一些实施方案中，甲烷-乙烯混合物随后通过低温蒸馏分离成相对纯的乙烯流和甲烷流。在一些实施方式中，使用单独的膜过滤器将氢与一氧化碳、二氧化碳和任选的其他组分分离。
在一些实施方式中，工艺可包括以下操作：
操作1：压缩气体流以能够使乙醇和水冷凝
操作2：用催化剂在逆流吸附塔中去除水和乙醇
操作3：膜过滤，以将甲烷和乙烯与诸如二氧化碳、一氧化碳和氢等其他气体分离
操作4(任选)：膜过滤以将氢与一氧化碳和二氧化碳分离
操作5：低温蒸馏以分离甲烷和乙烷(任选地使用冷却的甲烷输出流作为冷却设施)
氧生产
碳氧化物电解器阳极可从水产生氧。氧可以用于电解器的各种集成方案中的任何一种。在一些情况中，氧可用于采用燃料的燃烧反应。在一些情况中，氧可以被压缩并储存以备以后使用。在一些实施方案中，压缩氧被冷却，然后通过节流阀，导致氧液化。可使用氟利昂型冷却器进行冷却。在一些情况中，首先使用盐水冷却器(例如使用CaCl2盐水)冷却氧流。例如，在40巴和-120C时，氧变成液体。在一些实施方式中，氧流被冷却至约-70C或更低。
控制器实施方案
在使用控制器或其他逻辑来控制一个或多个反应器、泵、分离器和/或系统的其他部件的操作的实施方案中，控制器或逻辑可以使用程序指令，例如计算机可读介质上的可执行指令。指令可以由计算机可执行部件执行，例如与通信系统集成的那些部件。计算机可读介质可以存储在任何合适的计算机可读介质上，例如RAM、ROM、闪存、EEPROM、光学设备(CD或DVD)、硬盘驱动器、软盘驱动器或任何合适的设备。计算机可执行部件任选地是处理器，但是指令可以任选地或附加地由任何合适的专用硬件设备执行。
虽然为了简洁而省略，但是系统和/或方法的实施方案可以包括各种系统部件和各种方法过程的每个组合和变换，其中，本文所述的方法和/或工艺的一个或多个实例可以通过和/或使用本文所述系统、元件和/或实体的一个或多个实例非同步地(例如，顺序地)、同时地(例如并行地)或以任何其他合适的顺序来执行。
附图说明了根据所公开的实施方案、示例配置及其变体的系统、方法和计算机程序产品的架构、功能和可能实施的操作。在这方面，流程图或框图中的每个块可以表示模块、段、步骤或代码部分(包括用于实现指定逻辑功能的一个或多个可执行指令)。还应指出的是，在一些替代实施方式中，块中指出的功能可以不按照图中指出的顺序发生。例如，顺序显示的两个块事实上可以基本上同时执行，或者这些块有时可以按照相反的顺序执行，这取决于所涉及的功能。还要指出的是，框图和/或流程图的每个块以及框图和/或流程图中的块组合可以由执行指定功能或动作的基于专用硬件的系统或者专用硬件和计算机指令的组合来实现。
如本领域技术人员将从先前的详细描述以及附图和权利要求中认识到的，可以对本公开的公开实施方案进行修改和改变，而不偏离权利要求中限定的本公开的范围。

Claims (64)

1.用于生产聚碳酸酯聚合物的系统，所述系统包括：
(a)二氧化碳还原电解器，其包括膜电极组件，所述膜电极组件包括一个或多个离子传导聚合物层和用于促进二氧化碳化学还原为一氧化碳的阴极催化剂；
(b)多个中间反应器，其共同配置为接收由所述二氧化碳还原电解器产生的一氧化碳并产生一种或多种中间化学品；和
(c)聚碳酸酯合成反应器，其配置为接收所述一种或多种中间化学品或其一种或多种衍生物并合成聚碳酸酯聚合物。
2.根据权利要求1所述的系统，其中所述多个中间反应器包括配置为产生双酚A的双酚A合成反应器，其中所述一种或多种中间化学品包括双酚A，并且其中所述系统配置为将来自所述双酚A合成反应器的双酚A输送到所述聚碳酸酯合成反应器。
3.根据权利要求1所述的系统，其中所述多个中间反应器包括气体发酵反应器。
4.根据权利要求3所述的系统，其中所述气体发酵反应器配置为产生选自石脑油、苯酚和丙酮的产物。
5.根据权利要求1所述的系统，其中所述多个中间反应器包括配置为产生石脑油的费托反应器。
6.根据权利要求1所述的系统，其中所述多个中间反应器包括配置为从石脑油产生不饱和烃的石脑油裂化反应器。
7.根据权利要求6所述的系统，其中所述多个中间反应器还包括配置为产生石脑油的费托反应器和/或气体发酵反应器，并且其中所述系统配置为将来自所述费托反应器和/或气体发酵反应器的石脑油输送到所述石脑油裂化反应器。
8.根据权利要求6所述的系统，其中所述多个中间反应器还包括枯烯工艺反应器，其配置为从所述不饱和烃产生苯酚和丙酮，并且其中所述系统配置为将来自费托反应器和/或气体发酵反应器的不饱和烃输送到所述枯烯工艺反应器。
9.根据权利要求8所述的系统，其中所述多个中间反应器包括配置为产生双酚A的双酚A合成反应器，其中所述一种或多种中间化学品包括双酚A，并且其中所述系统配置为将由所述枯烯工艺反应器产生的苯酚和丙酮输送到所述双酚A合成反应器。
10.根据权利要求1所述的系统，其中所述多个中间反应器包括配置为从一氧化碳和氯产生光气的光气生产反应器。
11.根据权利要求10所述的系统，还包括配置为产生所述氯的氯碱槽。
12.根据权利要求11所述的系统，其中所述氯碱槽和所述二氧化碳还原电解器配置为共享来自公共电源的电力。
13.根据权利要求11所述的系统，其中所述系统配置为将由所述二氧化碳还原电解器产生的氧输送到所述氯碱槽。
14.根据权利要求1所述的系统，还包括二氧化碳再循环系统，所述二氧化碳再循环系统配置为将来自所述多个中间反应器中的至少一者的二氧化碳输送到所述二氧化碳还原电解器。
15.根据权利要求14所述的系统，其中所述多个中间反应器中的至少一个包括费托反应器或气体发酵反应器。
16.根据权利要求1所述的系统，其中所述二氧化碳还原电解器配置为以至少约0.5:1的摩尔比产生氢和一氧化碳。
17.根据权利要求1所述的系统，其中所述二氧化碳还原电解器、所述多个中间反应器和所述聚碳酸酯合成反应器位于单个工厂中。
18.生产聚碳酸酯聚合物的方法，所述方法包括：
(a)在包括膜电极组件的二氧化碳还原电解器中将二氧化碳还原为一氧化碳，所述膜电极组件包括一个或多个离子传导聚合物层和用于促进二氧化碳化学还原为一氧化碳的阴极催化剂；
(b)在多个中间反应的一个或多个中使由所述二氧化碳还原电解器产生的一氧化碳反应以产生一种或多种中间化学品；和
(c)由所述一种或多种中间化学品或其一种或多种衍生物合成聚碳酸酯聚合物。
19.根据权利要求18所述的方法，还包括产生双酚A并将来自双酚A的双酚A输送到聚碳酸酯合成反应器，其中所述一种或多种中间化学品包括双酚A。
20.根据权利要求18所述的方法，其中使由所述二氧化碳还原电解器产生的一氧化碳在多个中间反应中的一个或多个中反应包括使一氧化碳在气体发酵反应中反应。
21.根据权利要求20所述的方法，其中所述气体发酵反应产生选自石脑油、苯酚和丙酮的产物。
22.根据权利要求18所述的方法，其中使由所述二氧化碳还原电解器产生的一氧化碳在多个中间反应中的一个或多个中反应包括使一氧化碳在费托反应中反应以产生石脑油。
23.根据权利要求18所述的方法，其中所述多个中间反应包括石脑油裂化反应，所述石脑油裂化反应从石脑油产生不饱和烃。
24.根据权利要求23所述的方法，其中所述多个中间反应还包括产生石脑油的费托反应和/或气体发酵反应。
25.根据权利要求23所述的方法，其中所述多个中间反应还包括枯烯工艺反应，其从所述不饱和烃产生苯酚和丙酮。
26.根据权利要求25所述的方法，其中所述多个中间反应包括产生双酚A的双酚A合成反应。
27.根据权利要求18所述的方法，其中所述多个中间反应包括从一氧化碳和氯产生光气的光气生产反应。
28.根据权利要求27所述的方法，还包括通过在氯碱槽中电解产生所述氯。
29.根据权利要求28所述的方法，还包括从公共电源向所述氯碱槽和所述二氧化碳还原电解器提供电力。
30.根据权利要求28所述的方法，还包括将由所述二氧化碳还原电解器产生的氧输送到所述氯碱槽。
31.根据权利要求18所述的方法，还包括将来自所述多个中间反应中的至少一个的二氧化碳再循环至所述二氧化碳还原电解器。
32.根据权利要求31所述的方法，其中所述多个中间反应中的至少一个包括费托反应或气体发酵反应。
33.根据权利要求18所述的方法，其中所述二氧化碳还原电解器以至少约0.5:1的摩尔比产生氢和一氧化碳。
34.用于生产金属甲酸盐的系统，所述系统包括：
(a)二氧化碳还原电解器，其包括膜电极组件，所述膜电极组件包括一个或多个离子传导聚合物层和用于促进二氧化碳化学还原为一氧化碳的阴极催化剂；
(b)甲酸盐合成反应器，其配置为接收由所述二氧化碳还原电解器产生的一氧化碳并产生金属甲酸盐；和
(c)一个或多个配置为分离和/或纯化由所述甲酸盐合成反应器产生的所述金属甲酸盐的单元。
35.根据权利要求34所述的系统，其中所述甲酸盐合成反应器配置为接收碱金属氢氧化物以产生所述金属甲酸盐。
36.根据权利要求34所述的系统，其中一个或多个配置为分离和/或纯化所述金属甲酸盐的单元包括脱气器，所述脱气器配置为从所述甲酸盐合成反应器的输出中去除气体。
37.根据权利要求34所述的系统，其中一个或多个配置为分离和/或纯化所述金属甲酸盐的单元包括蒸发器，所述蒸发器配置为从所述甲酸盐合成反应器的输出中蒸发溶剂。
38.根据权利要求37所述的系统，其中一个或多个配置为分离和/或纯化所述金属甲酸盐的单元包括过滤器，所述过滤器配置为从所述蒸发器的输出中过滤固体金属甲酸盐。
39.根据权利要求34所述的系统，其中一个或多个配置为分离和/或纯化所述金属甲酸盐的单元包括干燥器，所述干燥器配置为干燥固体金属甲酸盐。
40.根据权利要求34所述的系统，其中所述二氧化碳还原电解器和所述甲酸盐合成反应器位于单个工厂中。
41.生产金属甲酸盐的方法，所述方法包括：
(a)在包括膜电极组件的二氧化碳还原电解器中将二氧化碳还原为一氧化碳，所述膜电极组件包括一个或多个离子传导聚合物层和用于促进二氧化碳化学还原为一氧化碳的阴极催化剂；
(b)使由二氧化碳还原电解器产生的一氧化碳与金属氢氧化物反应以产生金属甲酸盐；和
(c)分离和/或纯化在(b)中产生的金属甲酸盐。
42.根据权利要求41所述的方法，其中所述金属氢氧化物碱金属氢氧化物以产生所述金属甲酸盐。
43.根据权利要求41所述的方法，其中操作(b)产生在溶液中的金属甲酸盐。
44.根据权利要求43所述的方法，还包括使所述溶液脱气。
45.根据权利要求43所述的方法，其中分离和/或纯化所述金属甲酸盐的操作包括从所述溶液中蒸发溶剂。
46.根据权利要求45所述的方法，其中分离和/或纯化所述金属甲酸盐的操作包括从蒸发溶剂后剩余的混合物中过滤固体金属甲酸盐。
47.根据权利要求41所述的方法，其中分离和/或纯化所述金属甲酸盐的操作包括干燥固体金属甲酸盐。
48.用于生产一种或多种化合物的系统，所述系统包括：
(a)二氧化碳捕获单元，其配置为从空气中捕获二氧化碳并以大于空气中二氧化碳浓度的浓度输出二氧化碳；和
(b)包括膜电极组件的二氧化碳还原电解器，所述膜电极组件包括一个或多个离子传导聚合物层和用于促进二氧化碳化学还原成含碳反应产物的阴极催化剂，
其中所述系统配置为将来自所述二氧化碳捕获单元的二氧化碳提供给所述二氧化碳还原电解器。
49.根据权利要求48所述的系统，其中所述二氧化碳还原电解器配置为在操作期间产生热或湿度，并且其中所述系统配置为将由所述二氧化碳电解器产生的热或湿度输送到所述二氧化碳捕获单元，并且其中所述二氧化碳捕获单元配置为在暴露于所述热或湿度时释放所捕获的二氧化碳。
50.根据权利要求48所述的系统，其中所述系统配置为将来自所述二氧化碳还原反应器的过量二氧化碳输送到所述二氧化碳捕获单元。
51.用于从二氧化碳生产液体烃的系统，所述系统包括：
(a)包括膜电极组件的二氧化碳还原电解器，所述膜电极组件包括一个或多个离子传导聚合物层和用于促进二氧化碳化学还原为一氧化碳的阴极催化剂；和
(b)费托反应器，其配置为从一氧化碳和氢产生液体烃混合物，其中所述系统配置为将来自所述二氧化碳还原电解器的一氧化碳和氢输送到所述费托反应器。
52.根据权利要求51所述的系统，还包括压缩机，所述压缩机配置为在将来自所述二氧化碳还原电解器的一氧化碳和氢引入所述费托反应器之前增加其压力。
53.根据权利要求51所述的系统，还包括尾气燃烧单元，所述尾气燃烧单元配置为燃烧由所述费托反应器产生的尾气并产生二氧化碳，并且其中所述系统配置为将来自所述尾气燃烧单元的二氧化碳输送到所述二氧化碳还原电解器。
54.根据权利要求51所述的系统，还包括配置为从所述液体烃混合物产生不饱和烃的裂化反应器，其中所述系统配置为将来自所述费托反应器的所述液体烃混合物输送到所述裂化反应器。
55.根据权利要求51所述的系统，还包括分离器，所述分离器配置为将所述费托反应器产生的所述液体烃混合物分离成一种或多种燃料和尾气。
56.根据权利要求51所述的系统，其中所述二氧化碳还原电解器配置为以至少约0.5:1的摩尔比产生氢和一氧化碳。
57.根据权利要求51所述的系统，其中所述二氧化碳还原电解器和所述费托反应器位于单个工厂中。
58.用于生产一种或多种化合物的系统，所述系统包括：
(a)包括膜电极组件的碳氧化物还原电解器，所述膜电极组件包括一个或多个离子传导聚合物层和用于促进碳氧化物化学还原成含碳反应产物的阴极催化剂；和
(b)气体发酵反应器，其配置为接收由二氧化碳还原电解器产生的含碳反应产物并产生一种或多种化合物。
59.根据权利要求58所述的系统，其中所述二氧化碳还原电解器配置为产生甲烷，并且其中所述系统配置为将所述甲烷输送到所述气体发酵反应器。
60.根据权利要求58所述的系统，其中所述一氧化碳还原电解器配置为产生一氧化碳和氢，并且其中所述系统配置为将所述一氧化碳和甲烷输送到所述气体发酵反应器。
61.根据权利要求58所述的系统，其中所述气体发酵反应器配置为产生选自酮、烷烃和/或芳族化合物的产物。
62.根据权利要求58所述的系统，其中所述气体发酵反应器配置为执行需氧发酵，并且所述系统配置为向所述气体发酵反应器提供氧。
63.根据权利要求58所述的系统，其中所述气体发酵反应器配置为产生二氧化碳，并且其中所述系统配置为将来自所述气体反应器的二氧化碳输送到所述二氧化碳还原电解器。
64.根据权利要求58所述的系统，其中所述二氧化碳还原电解器和所述气体发酵反应器位于单个工厂中。
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