CN1382107A - 用正漂浮或负漂浮/助漂浮水化物脱盐同时捕获二氧化碳产生液态二氧化碳 - Google Patents
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Abstract
公开了用于使盐水脱盐(和使污水净化)的方法和设备。将盐水(或其它污水)泵入脱盐设施,降至脱盐分馏塔底部,与形成水化物的气体或液体混合形成正漂浮(也可以是助漂浮)或负漂浮水化物。所述水化物上升或下沉或被运至压力较低的区域,解离(熔化)成气体和纯水。在优选实施方案中,从系统中除去被形成水化物期间释放的热量加热的剩余盐水,从而当水化物在较浅深度吸热解离时偏向总体冷却,进水以换热关系通过解离区而被冷却足以在压力－深度下形成水化物。该系统产生的淡水足够冷,可用于提供致冷、空调或其它冷却;用被加热的剩余水从系统中除去的热量可用于加热或其它应用。其它实施方案中,在“人工”或机械加压的容器中进行脱盐或其它净化,这些实施方案可以是相对可移动的。这种加压系统可用于从工业废气中捕集二氧化碳并提供液态二氧化碳。
Description
发明领域
一般地，本发明涉及利用水化物从盐水或污水中提取淡水使水脱盐或其它净化。特别地，本发明涉及盐水或污水的脱盐或净化，用例如工业废气用作二氧化碳源；通过形成二氧化碳水化物从所述气体中捕获二氧化碳；并直接以脱盐副产物形式生产液态二氧化碳。
发明背景
一般地，用漂浮的气体水化物使盐水或污水脱盐和净化为本领域已知。参见例如US5 873 262和南非专利申请No.98/5681，其公开引入本文供参考。按此水脱盐或净化方法，使在足够高的深度感应压力和/或足够低的温度下与水混合时自发形成漂浮气体水化物的气体或气体混合物在处理塔的较深的底层与水混合。按照现有技术，所述处理塔位于海上。由于所述水化物正漂浮而通过所述塔向较温的水和较低的压力上升。随着水化物的上升，它变得不稳定而解离成纯水和形成正漂浮水化物的气体或气体混合物。然后提取净化水，并处理所述气体再用于形成水化物的后续循环。(所述湿气体可用于其它用途如近处发电时，可能不必处理所述气体而以通过方式利用所述气体；这样仅少量未回收气体是运行成本。)适用的气体包括甲烷、乙烷、丙烷、丁烷、及其混合物。
用漂浮气体水化物脱盐或净化的已知方法依靠深海中天然的高压和低温，使用纯甲烷时在海下450至500米，用混合气体扩大水化物稳定“范围(envelope)”时稍浅一些，所述脱盐设施建造后基本上不能移动，安装在向陆地输送淡水的管道上。但在某些海域如地中海，水不够凉以致在足够浅的深度不能获得所需压力；而必需使用长得多的塔，这是不切实际的。此外，许多淡水非常珍贵的地方位于宽阔的浅水大陆架，海上脱盐设备必须远离岸边。而且，固定设施不如可移动设施用途多。另外，已知的方法都要求水化物本身漂浮以有效地收集水化物及其释放的淡水。
除利用水化物脱盐之外，还已知利用水化物由气体混合物如燃烧矿物燃料产生的电厂排放气捕获二氧化碳，通过选择性地形成二氧化碳水化物，然后在所述水化物保持稳定的环境中如在海底处理二氧化碳水化物。参见例如US5 660 603、5 562 891和5 397 553。虽然这种深海处理水化物形式的二氧化碳在海上或海边(例如在石油钻塔上、船上或海边工厂)形成水化物时可能是经济可行的，但在内地生产水化物时经济上不可行。这是因为将含二氧化碳的水化物输送至处理地点的成本很高，水化物的重量和体积很大。(象甲烷水化物和其它I型水化物一样，二氧化碳水化物含有约85％水(基于分子)。换言之，这些水化物中约85％的分子是水，约15％的分子是气体分子。确切的比例稍有不同，与存在所述气体分子的“客体”晶格位的占有程度有关。)因此，水化物中附加重量和体积的水的运输成本(不必要，如本发明所证明的)导致深海处理二氧化碳水化物的成本显著增加。此外，通过二氧化碳水化物处理二氧化碳的已知教导完全被忽视，因而通过形成二氧化碳水化物然后使之解离获得脱盐或其它净化水的巨大能力未被利用。
发明概述
本文所公开的各种发明克服了与现有技术相伴的一或多种限制，通过基于陆地或基于可移动设施利用正或负漂浮水化物使供入所述设施的海水脱盐(或其它污水净化)极大地扩大了水化物脱盐分馏法的应用和益处。本发明方法可在进水太温的地方或在对于利用气体水化物进行海上脱盐而言在合理的距离内不能获得适合的海洋深度的地方使用，并且可用产生正或负漂浮水化物的气体或气体混合物甚至液体进行。此外，可利用由例如工业废气获得的二氧化碳实施本发明，从而同时提供净化水并以对于处理(或其它用途，根据需要)而言最有效的形式捕获二氧化碳。
本发明方法要求在适合用于形成水化物的特定物质的压力-深度和温度下在脱盐分馏塔底部使海水冷却至足以形成水化物的温度。一优选实施方案利用在深处形成水化物期间放出的热量基本上等于所述水化物解离成纯水和形成水化物的物质时所述水化物吸收的热量这一性质。特别地，当液体或气体形成水化物时，水化物晶体通过水塔上升(因水化物的固有浮力或靠水化物网壳内捕集的气体的“帮助”)并继续增长，形成水化物期间释放的热量将塔周围的海水加热。随着水化物在水塔中上升和对其的压力下降，水化物吸热解离--形成水化物主要是靠深处增加的压力驱动--而从水塔周围吸热。通常，所述水化物解离过程中吸收的热能与形成水化物期间放出的热能基本相同，因此系统中的热能基本上没有净变化。
然而，根据本发明，通过从水塔中除去剩余盐水而从系统中除去形成水化物期间释放的热能，所述剩余盐水已被形成水化物期间释放的热能加热。由于形成水化物主要靠压力驱动(与温度驱动相对)，当水化物通过水塔上升时所述水化物在减压下变得不稳定，而吸热解离。由于放热结晶期间释放的一些热能已从系统中除去，所以水化物解离时将从其它源吸收热量，从而产生冷却偏离(bias)。本发明的优选实施方案利用此冷却偏离，使源水通过水塔的解离区与之换热，从而使源水或给水冷却至足以在设施底部形成水化物的温度。
如上所述，本发明可用产生正漂浮水化物或负漂浮水化物的液体、气体、或气体混合物实施。在正漂浮水化物的情况下，水化物晶体本身正漂浮，形成时自然上升，向上通过脱盐分馏塔，在塔顶所述水化物解离成淡水和气体或气体混合物。另一方面，在负漂浮水化物的情况下，水化物晶体本身比周围海水更密，因而通常趋于下沉。通过控制产生所述水化物的气体(或气体混合物)或液体的注射使水化物的形成不完全，在水化物的网壳内捕获气泡或密度比海水低的液体，所述壳的正浮力将使水化物在水塔内上升。
优选所述上升的助漂浮水化物(与正漂浮气泡或液泡紧密混合的负漂浮水化物)在“捕集池”上变成横向以致在解离过程中所述网壳分裂时所述水化物不降落回到所述脱盐分馏塔的水化物形成部分。将已沉降至设备底部捕集池中的固体负漂浮水化物泵送至捕集池顶部，在顶部解离成气体和淡水。(需要时以略微不同的方式形成负漂浮水化物将导致所有水化物都沉降在池中，由此泵送至所述解离/换热捕集池。)
本发明的可选实施方案中，进水可经过或不经过与解离水化物换热冷却。两种情况下，都利用其它人工致冷手段使进水(进一步)冷却，所需冷却程度与水化物的漂浮或非漂浮性质有关。通过除去已在水夹套中环绕脱盐分馏塔循环并已被形成水化物期间释放的热量加热的温水从系统中除去一些热能。
本发明各实施方案中，所述净化水都很凉。此冷却水(优选用作饮用水)本身可利于用作受热器提供冷却，例如在热天用于空气调节的致冷。
本发明陆地脱盐或水净化的另一优点是所述设施不受恶劣气候和与海洋中近似相同的较差海水条件干扰。此外，进入陆地设施比进入海中设施容易得多。气体处理和储存设备在陆地上更切实可行，有更多的空间和更安全的工程环境可利用。在陆地上建造更容易，与海上设施相比安全性可得到改善。
此外，由于从系统中抽取大量剩余海水(以从系统中除去热能)，将使水化物浆液浓缩。这意味着所述解离分馏塔上部解离区盐水较少，因而水化物解离时有较少的剩余海水与之混合。因此存在较少的盐污染水化物解离产生的淡水。
另外，由于剩余海水优选再循环通过所述脱盐分馏塔一或多遍，海水中的其它组分如微量元素(例如金)可被浓缩从而可从海水中回收。此外，浓缩的海水本身可能是有用的或想要的。例如，水族馆可能购买这种浓缩海水用于混合置换水族馆的水，这种浓缩海水便于再现从中提取它的特定微观世界。
另一实施方案中，所述脱盐设施这样建造以致在水化物仍处于一定深度时发生水化物解离，从而仍处于相当大的压力下，在此深度捕获形成水化物的气体并在其仍处于此压力下再利用。这样可获得相当大的操作效率。
再一实施方案中，不依靠长水塔的重量产生适合于形成水化物的压力，可用独立的密封的水化物形成/分离和水化物解离/换热容器实施本发明，用适合的水泵系统给该容器机械加压。此机械加压设施可制成比较易变的，可以多种多样的装配方法提供本发明的益处。此外，这种机械加压系统可用于控制水化物的解离，从而用二氧化碳作为形成水化物的介质时，例如利用从废气(如工业废气)中捕获的二氧化碳时，水化物解离时释放的二氧化碳可处于液态或气态。
附图简述
下面结合附图更详细地描述本发明，其中：
图1为陆地脱盐设施的示意图；
图2为可用于图1所示设施的利用正漂浮水化物的脱盐分馏塔一实施方案的侧视示意图；
图3和4为用于图1所示设施的脱盐分馏塔的两种可选的除热部分的侧视示意图；
图5为可用于图1所示设施的利用正漂浮水化物的脱盐分馏塔另一实施方案的侧视示意图；
图6为用于图5所示脱盐分馏塔的重叠水出口的侧视示意图；
图7为用于图1所示设施的利用漂浮水化物的脱盐分馏塔再一实施方案的侧视示意图，该实施方案与图5中所示的类似；
图8为可用于图1所示设施的可利用负漂浮水化物的脱盐分馏塔一实施方案的侧视示意图；
图9和10分别为图8所示脱盐分馏塔的解离和换热部分的等角侧视示意图；
图11为示出CO2水化物稳定区域、CO2液相线、和负漂浮CO2水化物基脱盐系统操作范围的压力/温度图；
图12为便于水化物浆液的清洗而设计的剩余流体置换区的侧视示意图；
图13为可利用负漂浮水化物的脱盐分馏塔另一实施方案的侧视示意图，该实施方案便于分离剩余海水与负漂浮水化物；
图14为用于图13所示设施的浆液储存、流体分离装置的侧视示意图；
图15为使形成水化物的气体保持在高压下的脱盐分馏塔一实施方案的侧视示意图；
图16为设计利用正漂浮水化物的机械加压脱盐系统一实施方案的侧视示意图；
图17为与图16所示相似但设计利用负漂浮水化物的机械加压脱盐系统一实施方案的侧视示意图；
图18为设计利用正或负漂浮水化物的机械加压脱盐系统一实施方案的侧视示意图；
图19为放置在船上的机械加压脱盐系统的示意图；
图20为说明设计用工业废气作为形成水化物的二氧化碳源生产液态二氧化碳和淡水的系统组件示意图；
图21为说明形成硫化氢和二氧化碳水化物的相对压力/温度条件的相图；
图22为可使二氧化碳水化物解离产生液态二氧化碳和淡水的解离容器的示意图；
图23为说明可使二氧化碳水化物在图22所示解离容器中解离的P-T轨迹的相图；和
图24为液态二氧化碳的密度随压力变化的图示。
优选实施方案详述
陆地脱盐设施概括地示于图1中。该设施可粗分为三段或三个区域：吸入部分10；水净化部分12；和后处理及下游应用段14。
吸入部分10主要由从海洋16中吸取海水并送入12区的脱盐/净化设施所需的装置和各种子装置组成，包括水下吸水管道18和泵送装置(未示出)用于从海洋中抽吸海水并泵送至岸边用于后续处理。体积较大的设施可位于较靠近海的位置使进水的管距降至最小，使该设施尽可能接近海平面将降低克服压头泵送的成本。
吸入管道18优选足够延伸至海中以抽吸深水，例如从大陆架的斜面20，因为深水比浅水更纯更凉。或者，在跨越浅水的距离太大的地方可从靠近陆地的位置抽吸，例如从大陆架22的区域。抽吸水的确切深度最终由许多因素决定，主要包括所采用的脱盐分馏塔的实施方案，如后面所述。理想地，脱盐设施本身这样设置以使流体处理系统的最高部分位于或低于海平面以减少吸入泵送成本。
此外，可在预处理站24对水进行预处理。预处理主要由脱气、滤除颗粒物质和脱气组成，与不从水中除去水化物成核和生长所需物质的要求一致。
净化设施30本身的优选实施方案示于图2、3和4中，这些实施方案利用正漂浮水化物从海水中提取淡水。海水在水入口32泵入设施130中，向下泵入该设施下部的水化物形成段34中。水化物形成段的底部不多于约800米深，或许更浅(取决于所用气体或气体混合物)。适用于形成正漂浮水化物的气体(或液体)在36处注入水化物形成段中，自然形成正漂浮水化物38，并开始上升通过水塔，如本领域已知。
形成水化物的气体可用相继的嵌入式中压泵泵入，气体导管向下延伸穿过分馏塔本身或向下延伸穿过进水管使气体管道的压力被环境水压抵消。从而不必使用设置在地面的昂贵的高压气泵。或者，当气体被液化时，可在不进一步明显压缩的情况下泵入更深处。
形成水化物(结晶)是放热过程。因此，形成正漂浮水化物而自动上升通过水塔(形成水化物“浆液”，上升过程中水化物晶体继续成核并生长直至形成水化物的气体用尽)时，周围的水(逐渐变成浓缩的盐水“残余物”)将被水化物结晶过程中释放的热能加热。
在一定盐度以下，被加热的剩余海水将有较低的密度而与水化物38一起上升。但当剩余海水的盐度因从中提取淡水而升至足够高时，高盐度的剩余海水将下沉至水塔底部。此高盐度的剩余海水被收集在分馏塔底部的水池40中。
随着水化物浆液和被加热的剩余海水在分馏塔中上升，在分馏塔的除热部分44中在一或多点46处从系统中除去被加热的剩余海水。除热部分44更详细地示于图3中。如图3中所示，使水化物与浆液分离的一种方式是将水从系统中抽出作为垂直分馏过程的一部分。通过两级法实现。内套管45导致发生初分离，因为在套管顶部以下形成除水器49。在水淹没整段44的情况下，水化物继续上升。在水化物离开套管顶部的液位以下通过圆锥形细筛网47抽出水。设计这些是要防止粒状水化物通过。(当流动限制超过设计限度时可周期性地加热所述筛网以清除水化物。)以足够低的速度抽出剩余水使抽向筛网的水中可能残留的水化物有更多的机会靠浮力上升而非伴随着抽出水的吸力向下或侧向移动。真正的漂浮气体上升并留在塔内。
图4示出除热区的另一构型44’。此构型中，用离心机操作单独的机械驱动的密度分离系统。在此构型中，塔段51制成可移动的，能旋转移动。此可移动的旋转离心塔段靠轴承53支撑在底座55上，沿其高度的间隙使之垂直对准所述塔的整体，并使之相对于其上下的塔部分57、59旋转。此段由电机驱动，利用地面驱动的液压系统61。离心段内的叶片63使水柱旋转，此叶片是基于涡轮叶片设计使此段内的水化物-剩余水旋转而不湍流，以逐渐增加的速度向此段的顶部旋转而除去剩余水。在水平面发生重力“沉降”或分离，较重的剩余水向塔侧“沉降”，而较轻的浮力较大的水化物向塔中心“沉降”。水化物继续靠浮力上升而集中在离心段的中心。显而易见可采用多于一个离心段。
当水化物升入脱盐分馏塔上面的解离和换热区50时，驱动形成水化物的与深度相关的压力消失；因此，基本上为浆液形式的水化物将解离成形成水化物的气体(或气体混合物)和淡水。但不管采用何种方法除去被加热的剩余水，通常(即现有技术中)在水化物解离时被水化物吸收的周围海水的热能不再能用于所述水化物。因此，由于已通过在除热部分44中除去被加热的剩余海水从系统中除去热量，在该设施上部的解离和换热部分50中产生净的或总的冷却偏离。
利用此冷却偏离好处很大。特别地，如图2所示，泵入系统(在32)的水以热交换的关系通过水化物解离区。例如所述解离和换热部分50可建造成一或多个约一百米宽的单独的大封闭腔。进水经一系列导管通过水化物解离区而被显著冷却。事实上，虽然在该过程启动时需要一些初致冷，此初致冷可由换热装置52提供，该设施最终将达到稳定状态，从进水传递给解离水化物的热能量足以使进水冷却至适合在解离塔的特定深度自发形成水化物的温度。
理想地，使进水稳定在4℃或更低的温度。这是因为低于此温度，水的密度增加，通过注入气体形成的水化物-水浆液的分离得到增强。此外，在给定压力下，在水温越低，水化物成核越快。在启动期内，在达到平衡或稳态之前以最大温流体提取方式运行所述系统(以产生导致热偏离的状态)；但此启动期的持续时间将随具体的设施参数改变，设计目标是一旦达到稳态，则该系统可在不停车的情况下运转很长时间，即大约几年。控制剩余水的抽取，从而除去热量，保持稳定状态使设备不继续冷却至低于稳态操作条件。
一旦水化物已解离成淡水和气体，立刻将淡水抽出例如在54处，并捕集所述气体再循环利用。(需要时可使某些气体液化。)此外，所述解离和换热区50中的一部分水将是“灰水”，是含有一小部分已通过用水清洗所述水化物而从水化物中除去的盐的淡水。“灰”或混合水与纯淡水之间的区分示意地由虚线56表示。所述灰水可适合于饮用(取决于盐浓度)或在不进一步加工的情况下用于农业或工业。冷的灰水可循环回分馏塔，泵回水化物形成段34，如58所示；或者可在位于除热部分44以上的分馏塔区注入浓缩的水化物浆液中，如60所示，以提高水化物浆液的流动性，有助于控制系统总的热平衡。此外，灰水在62处供入以稀释残留晶隙流体可进行预解离清洗。
如图1所示，在后处理和下游应用段14中，优选用二级处理装置64处理所述淡水。所述二级处理装置可包括例如精过滤、除气、脱氧、和使水达到饮水标准所需的其它处理。
此外，重要的是根据操作参数如源水温度、在除热段44中除去的剩余海水量、设施的尺寸、和其它参数如系统内流体的粘度；水化物相对于系统内所有流体的浮力；剩余水的盐度和温度；设计的淡水输出量；进水的盐度和温度；设计冷却要求；影响热平衡的系统低效率等，产生的淡水将被显著冷却。此冷却水可用于从其它应用或场所如建筑物内吸收热量，因而可用于提供致冷或空调。
最后，所述海水已通过所述脱盐分馏塔和下游处理应用循环要求的次数之后，剩余的浓缩海水(可能是高盐度的)简单地泵回大海。或者可留给需要者。
考虑到系统的总体设计、工程和建造，希望所述脱盐分馏塔130直径约15至20米或更大。建造塔130中可采用采矿业和遂道业常用的挖掘和衬轴法。基于淡水生产的总要求和相关的热力学考虑决定总体尺寸。例如，形成一立方米的甲烷水化物能使约90至100立方米的水升温约1℃，同样立方米的水化物解离时能使约90至100立方米的水冷却约1℃。(适用气体的混合物有更高的熔化热，使该过程更有效。)因此所需冷却将部分地决定水化物生产速率，从而决定系统的尺寸和满足此生产速率的气体选择。
优选剩余流体除去塔段的直径较大。这有利于水化物通过水塔向上飘移，先在除热区44中使剩余水与水化物分离，然后在解离和换热区50中解离和换热。
解离和换热区50可不仅由单一解离“池”构成，如图2所示，还可由在多个不同水处理池中的多个相连的换热装置组成。实际深度、尺寸、产量等将取决于生产速率，这又取决于进水的温度、用于形成水化物的气体或气体混合物、从系统中除去热量的速度等。
输入分馏塔底部的水可由装置(未示出)控制，改变输入口径以促进气体和水的混合，从而促使更快速地完成水化物的形成。此外，可在紧邻形成水化物的气体注入口36的底部以下或底部内，通过在进水中产生湍流增强水化物的形成。可能还希望改变脱盐分馏塔的直径以减慢水化物浆液的降落，从而增强水化物的形成。
解离和换热区50明显比分馏塔下部更宽更大。这是因为水化物将以比其留在塔身直径的池内时更快的速度向上漂浮至其中并解离成气体和淡水。此外，热需求很大；如果不能提供足够的热量，将形成冰水而破坏脱盐过程。在塔内设置物理压缩使水化物保留在低于水化物自由解离的液位，从而控制到达地面的气体量。这样做是为了正常操作和安全原因。
由于本发明此实施方案中所用正漂浮水化物向上漂浮，趋于在此段的顶部产生淡水，从而使淡水和盐水的混合最小。为抑制不想要的解离，可使换热装置向下延伸至剩余水除去段的顶部。解离和换热池不必位于水塔中心；此外，多于一个脱盐分馏塔可向上供入给定的解离和换热池。类似地，脱盐分馏塔组可靠近而由共同的一级和二级水处理装置支持，从而降低设备成本，提高经济效益。
除大规模设施以外，较小规模的设施也可。对于这些设施而言，可在淡水需要量较小的地方建造较小直径的脱盐塔。虽然此类系统的总效率低于大规模系统，但这种小规模设施的主要优点在于可用标准钻孔法实现。此外，大批生产的预制脱盐设备段可安装在钻孔套管中；可在较短的时间周期内完成。设施的投资成本也降低，因为组件的制造可用成批生产技术工业化实现。可用常规的钻孔和管道维修技术将其从套管中拔出更换小规模设施的各操作段。
图5示出本发明脱盐分馏塔的稍微简化的实施方案230。该实施方案中，水化物的形成基本上发生在热平衡塔132内。热平衡塔132有敞开的下端134，悬挂在竖井(shaft)136中。该实施方案中，进水在邻近脱盐塔132的底部例如在138处注入，优选在以与图2所示实施方案相似方式通过塔230的换热和解离区150之后。形成正漂浮水化物的气体注入热平衡塔132的下部例如在140处，与前一实施方案相似，在塔132内形成水化物并上升。
实施方案230的简化之处在于：水化物的生成热传递给塔132的壁与竖井136(脱盐分馏塔建在其中)之间限定的“水夹套”内热平衡塔132周围的水。为此，水化物生成导管优选由人造(即“缝制的”)纤维材料制成，这是理想的，因为其重量轻，而且可编织成网眼形式，极大地促进热平衡塔132内剩余海水和在水夹套内循环的海水之间的热平衡。
象图2所示实施方案的情况一样，将温水从系统中抽出，此温水是在水夹套内循环的水。但与图2所示实施方案相反，从水夹套中除去温水的目的不是要除去如此多的热能使进水自动冷却至适合在塔底形成水化物的温度，而只是要除去足以防止水化物形成导管内的水变得太温而根本不能形成水化物的热能。因此，从水夹套中除去温水的速度可能比从图2所示实施方案的除热部分44中除去温水的速度低。因而，必须补充冷却，用补充的“人工”致冷装置152在换热和解离区150内发生。其它操作与图2所示实施方案类似：从换热和解离部分150上部提取淡水；从换热和解离区150下部即从分离线156以下提取“灰水”；和从盐水池141排出浓盐水。
为促使因浓缩和/或冷却而变得足够密以致负漂浮的盐水“沉降下来”，并促进传热和热平衡，所述平衡塔132优选构造成重叠连接，如图6所示。此构型可使漂浮水化物通过该塔上升，而冷却的更浓的盐水可通过出口142流出，如图所示。
所述脱盐分馏塔设施可进一步简化，使进水不通过图7所示实施方案330的解离段250供入系统。如果进水不够凉，则需要由致冷装置252提供更多的人工致冷，但其它操作与图5所示实施方案230相同。
尽管前面所述实施方案都利用气体或气体混合物在适合的温度和压力条件下形成正漂浮水化物，但使上述方法和设备适应负漂浮水化物可极大地扩大基于水化物脱盐或净化的多功能性。图8-10示出可利用负漂浮水化物净化水的脱盐分馏“塔”的实施方案430。该实施方案430与前面所述脱盐分馏塔实施方案的主要区别在于该设施的换热和解离部分350分别相对于水化物形成和除热段336和346横向或水平移动或偏移。水化物形成和除热段与上述实施方案中的相似。
此构型可使用多种不同的操作气体。低分子量气体如O2、N2、H2S、Ar、Kr、Xe、CH4、和CO2都可在不同的压力-温度条件下形成水化物。每种形成水化物的气体不同的系统都需要专门设计水化物塔以适应设施中所用特定气体，但形成水化物以提取淡水的原理相同。此外，使较高密度的烃气与甲烷混合可扩大甲烷水化物的稳定区域，同样，向主要的形成水化物的气体中加入少量添加气体也可扩大水化物的稳定区域。
虽然形成负漂浮水化物的许多种不同气体都可用于水化物脱盐，但本文中只描述二氧化碳和使用二氧化碳的脱盐塔以说明采用浮力低于海水的水化物的脱盐系统。由于许多原因，二氧化碳(或主要含二氧化碳的气体混合物，本文中为简便起见简称为“二氧化碳”)是很理想的气体。特别地，二氧化碳在水化物脱盐设备中所遇到的物理和热条件下不燃烧，因而实际上没有危险。二氧化碳水化物在比甲烷水化物更浅的深度(与混合气体甲烷水化物近似相同)下是稳定的。即使以较高浓度溶解，二氧化碳对人类也很安全，没有令人讨厌的味道或气味(如H2S水化物)。(事实上，用二氧化碳生产的淡水可制成保留一定量的二氧化碳，从而提供与许多流行品牌相似的苏打水，但至少一个重要区别在于它含有与所述脱盐过程中未除去的剩余盐成比例的海水中天然存在的所有矿物质。)象甲烷一样，二氧化碳水化物是无味无嗅的。近来许多实验证明实际形成二氧化碳水化物的海洋过程和二氧化碳水化物的性质。二氧化碳非常普通，几乎任何地方都产生二氧化碳，也常作为工业废物特别是燃烧化石燃料时产生的废气中。(与甲烷或甲烷混合物相比，使用二氧化碳的另一优点是二氧化碳水化物的熔化热较高将比甲烷或甲烷混合气更快地加热剩余水；因此导致的热偏离更高，系统的操作效率更高。)
脱盐分馏塔的设计和工程主要根据所用气体的相性决定。例如，图11示出二氧化碳相图上叠合的二氧化碳水化物稳定区域。该图的阴影部分表示二氧化碳水化物(由二氧化碳气体形成)在约18atm的上限压力、0℃以上至约40atm的压力、约8℃以上是稳定的。对于二氧化碳本身而言，液相线从约37atm的压力、0℃以上延伸至约40atm的压力、8℃以上。在液相线以上，二氧化碳以气体形式存在；在液相线以下，二氧化碳自然地压缩成液体。
因此，所述系统这样建造：假定用二氧化碳作操作气体，将二氧化碳注入处于由位于二氧化碳液相线以上和水的冰点以上的二氧化碳水化物稳定区部分组成的操作区450内的环境温度和压力下的塔的水化物形成部分中。此安排的实际结果是可用二氧化碳作为操作气体的水深范围较小，相对较浅。因此，可建造相对较浅的陆地设备，从而降低建造的复杂性和成本。
与上述实施方案相似，二氧化碳(或所需其它形成负漂浮水化物的气体)在邻近水化物形成段336底部的地方注入，与已通过换热和解离部分350和/或通过“人工”致冷如在354处被冷却的供入海水混合。只有当水化物的形成不完全而形成复杂的水化物-气体网状物时，二氧化碳水化物才向上漂浮。以较大的气泡快速注入气体时满足此条件。所述二氧化碳水化物使二氧化碳气泡与周围海水隔离，从而防止进一步形成水化物。虽然水化物本身是负漂浮的(即比重大于海水)，但此复合的气态/液态二氧化碳和水化物是正漂浮的，向上漂浮，如在356处。此外，一些气泡将破裂而形成新的水化物壳；有气泡的水化物壳主要形成新的二氧化碳水化物边缘，靠趋于粘附于固体水化物颗粒上的二氧化碳气体帮助向上。
设计该系统产生尽可能多的水化物，同时留下足够温的密度较低的剩余流体形成“流束(flux)”，从而可通过在除热段346除去剩余海水除去热量。该系统还具有极快速地注射液体和气体的能力，可以按时间顺序脉冲式注射而非连续注射。如上所述要求不是所有气体都形成水化物以确保水化物的形成不完全。因此，基于负漂浮水化物的系统比完全形成水化物的气体系统如前面所述基于正漂浮水化物的系统所需气体量更大。
与基于正漂浮水化物的实施方案一样，形成负漂浮(助漂浮)水化物也是放热过程。因此，形成水化物期间释放的热量使周围剩余海水升温，使剩余海水比注入塔下部的冷却海水的浮力更大。因此随着新的密度较大的进水供入分馏塔底部如在360处，剩余海水与水化物一起靠浮力向上移动。
周围剩余海水的上移以及助漂浮水化物最初的向上移动伴有一定的动量。携带水化物向上通过水塔直至到达横向偏斜区362，在此所述水化物/剩余海水浆液相对于水化物形成和除热段336和346水平或横向转移进入解离和除热段350。因此，即使一些水化物“气泡”破裂或分裂而释放出其中所包含的二氧化碳气体并失去浮力，但多数水化物仍靠此动量继续向上移动而进入塔的换热和解离区350。当水化物在换热和解离区350内失去动量时，它将下沉并解离成气体和淡水，与剩余海水分离，如后面详述。
但一些水化物将形成没有捕获气体的固体物质，而下沉至塔最下面的水池部分364中。浓盐水也下沉至水池部分364中。下沉的水化物和浓缩的剩余盐水在365处从水池中抽出，通过适当配置的分离装置366分离。废盐水368被适当处理，由下沉的水化物组成的浆液如370所示向上泵送至换热和解离室350中，例如在372处，在此水化物解离成气体和淡水。
在解离和换热室350内，水化物(无论是经塔的横向偏斜部分362送入室中的，还是由脱盐分馏塔的水池364泵入的)将解离成淡水和形成水化物的气体。
为促进淡水与盐水的分离，必须使尽可能多的水化物移至解离和换热室350的上部；使水化物在解离和换热室350中保持尽可能高直至此水化物完全解离；使解离产生的淡水与盐度较高的剩余水的混合最小。图9和10所示解离和换热室的构型有利于达到这些目标。
特别地，如图9所示，通过脱盐分馏塔上升的助漂浮水化物浆液在偏斜部分362处横向转向后进入该室如在360处。此外，从水池中泵出的水化物浆液在372处注入所述解离室，可放置在特殊的流体分离装置内。所述解离和换热室建造成有多个从该室的一端延伸至另一端并从该室的一侧延伸至另一侧的倾斜分离架380。这些架的倾斜特性可使较密的盐水在架内和架间下沉而较轻的淡水在架内和架间上升，从而使盐水和淡水的混浊和混合最小。分离架380这样倾斜：从室的一端至另一端向下倾斜并从室的一侧至另一侧向下倾斜。分离架有通孔382，以致当水化物解离成淡水和气体时，较密的盐水可在系统内下沉而密度较低的淡水可在系统内上升至室的顶部。
如前面针对正漂浮水化物实施方案所述通过除去剩余温水产生的冷却偏离而被冷却的淡水在384处取出，可用于冷却以及饮水。从换热和解离室350下部取出“灰”水和盐水残余物，如在386和388处，如前面针对正漂浮水化物实施方案所述进行处理，例如灰水可用于饮用或工业应用，盐水残余物可输入脱盐分馏塔底部循环利用。
作为气态二氧化碳的替代物，可用液态二氧化碳形成助漂浮水化物。在适合形成水化物以分离淡水的较浅深度，液态二氧化碳比海水的浮力更大(但不如气态二氧化碳的浮力大。)通过有力地将液态二氧化碳注入海水中，形成正漂浮的水化物和液态二氧化碳的网状物。所述网状物形成时总体上立即自然上升，与由气态二氧化碳和二氧化碳水化物形成的水化物网状物的性质基本相同。
(与气态二氧化碳相比，液态二氧化碳的优点源于以下事实：一旦二氧化碳被压缩，则可在不进一步压缩的情况下输送至更深的深度。因此，在五百米或更深处(也在液相线以下)注入液态二氧化碳可能不需深处嵌入泵。此外，更深处(即更高压力)注入液态二氧化碳将促使水化物晶体迅速结晶和生长。)
用液态二氧化碳形成助漂浮水化物时，解离作用相当激烈，因为当混合物升至高于液相线时，网状物内捕获的未水化液态二氧化碳产生大量二氧化碳气体。因此，除水化物解离(在二氧化碳液相线以上发生)释放的二氧化碳气体之外，液态二氧化碳转化成气态二氧化碳产生的额外气体具有导致显著湍流和混合的潜能。因此，应控制水化物的流动使之进入解离区时仍保持在水化物稳定区域内以防止显著解离同时使残留的晶隙盐水留在浆液中。
此外，用二氧化碳液体形成助漂浮水化物时，应注意在水化物已上升至液相线压力深度以上但水化物仍保持稳定时，使剩余流体改变其状态成为气体。这将减少水化物最终解离时的湍动和混合。
理想地，在水化物上升至二氧化碳水化物相图(图11)的气体稳定区然后升入解离区之前用淡水置换剩余盐水。这可用交替地排列在多个剩余或晶隙水除去段之间的多个注水点实现，如图12中所示。换言之，流体除去段44(图2)建造成交替排列的淡水注入分段412和图3或图4中所示构造的流体除去分段414。除去晶隙盐水流体的优点包括除去附加热；通过流体置换清洗浆认(即从水化物晶体表面除去污染物或粘附的离子或颗粒物质)；和直接从水化物浆液中除去晶隙盐水并稀释或置换形成水化物过程中产生的原来的晶隙盐水流体。
虽然对液态二氧化碳和二氧化碳水化物的浆液混合物强烈推荐清洗晶隙水(可能的话，也推荐给用于水净化的任何水化物)以使归因于液态二氧化碳转化成气态二氧化碳的湍动和混合最小，但清洗浆液从而冲洗晶隙盐水流体也给任何基于正漂浮水化物或助漂浮水化物的系统带来益处。特别地，将冷水(淡水或灰水)从解离段注入水化物浆液中将在从水化物浆液中冲洗晶隙盐水的同时从水化物中除去附加热量。此外，多次冲洗剩余水将确保生产更多的淡水。
图13和14中示出脱盐分馏“塔”的另一实施方案530，构造成利用负漂浮水化物并促进水化物和剩余海水的分离。该“塔”设置成不对称的U-型设施，主要由海水输入导管432、水化物形成和捕集池区434、和剩余流体提升管436组成。与前面所述实施方案一样，海水输入导管通过解离和换热区438，该实施方案中特别地设置成水化物“捕集池(catchbasin)”。与前面所述实施方案一样，进水以热交换关系通过解离/换热捕集池438以使输入的海水冷却。
输入的海水泵入塔底440，在此转变方向，向斜上方流过肘部442，进入水化物形成和捕集池434。形成负漂浮水化物的液体或气体在444处注入所述形成水化物和捕集池中的输入海水中。(设置使某些气体液化的装置945；剩余流体可用于换热器457中为所述液化过程提供冷却。)控制所述气体或液体的注射使水化物的形成完全(与前面所述助漂浮实施方案中的不完全相对)，即使所有气体都用于形成水化物。负漂浮水化物沉降至捕集池434的底部。当水化物沉降时，它置换已被水化物形成过程中释放的热量加热的剩余海水。因此所述剩余海水靠浮力上升通过剩余流体提升管436，与前面所述实施方案一样，将其从系统中抽出以除去热量而在系统中产生冷却偏离。
控制水化物形成和沉降速度使之向下“堆积(pack)”至被晶粒支撑的点。机械设备如振动盘设置在水化物-剩余流体室434沉降部分的斜面439上。这使水化物浓缩并使留下的剩余流体最少以使水化物可以浆液形式从捕集池底部迅速经浆液泵送导管446泵入解离/换热捕集池438中。水化物浆液以比前面所述实施方案中正漂浮水化物上升速度更快的速度泵入解离/换热捕集池438中。水化物从形成区(在此它处于其最大稳定性)传送至解离区(在此它处于其最小稳定性)所需时间减少确保更大比例的水化物在所述捕集池中较高处解离。这使淡水和剩余水的混合减少，可回收淡水的相对比例提高。
泵送的水化物浆液以浓缩形式到达解离/换热池，只存在晶粒间的盐水。注意使盐水向下而淡水向上以减少混合。通过在解离/换热室438上部设置浆液存储(holder)和流体分离槽实现。这样可发生负漂浮水化物解离从而在不与淡水混合的情况下将盐水送入并收集在设有浆液存储和流体分离槽的解离室438下部。
优选的浆液存储和流体分离器由固定的向上开口的宽口槽450(图14)组成，从上面接受水化物浆液。每个槽存储来自水化物浆液传送系统446的负漂浮水化物，防止其向解离室438底部下沉。水化物浆液通过管448送入多个设计用于分散粒状水化物的由叶片或旋转叶片组成的水化物分布器468。负漂浮水化物分离出而落向槽中的筛板470。这可使盐水下沉通过循环进水内冷却系统474底部的筛板，所述冷却系统将来自进水的热量传递给解离的水化物，并将冷却水供入下面处理。
多个剩余水输送管475由此浆液存储槽底部向下延伸，使较重的盐水流向容器底部而不干扰输送管周围的水。这样，甚至在容器中淡水-盐水界面位于浆液存储槽以下时，从各水化物浆液入口清除的剩余水之间也不发生混合，因为物理分离。淡水和盐水之间的主界面477(虚线)将位于解离/换热室438的下部某处，因密度差自然在淡水以下收集盐水。在该室底部480处除去盐水，还设置灰水的排出，例如在482处。
多个浆液存储槽可放置在一个给定的解离/换热室内以使水化物浆液的流动足够快以防止任何一个槽堵塞或冻结。循环进水可先通过一个浆液存储槽，再通过另一个，以使进水离开解离/换热室时的温度最低。
根据自然浮力或通过分馏过程，所有流体都有其相对位置。容器中所有内部管道都可由价廉的塑料或其它材料制造。此流体分离方法还可安装在图8所示助漂浮和抽水池实施方案的解离/换热段中。
优选所述浆液泵送导管446构造成可变体积的管，从而在不使水化物沉淀或缓慢上移的情况下周期性地泵送水化物。这种可变体积的管可较容易地通过在浆液泵送导管446内插入软套管制成，衬里内压力减小时其周围的流体可溢出。
形成水化物的液体或气体的注入点444位于塔底440之上，从而在发生不完全形成水化物(导致形成助漂浮水化物)的情况下，未形成水化物的任何过量气体(与助漂浮水化物一起)上升至剩余流体提升管436中。(极少的水化物将与气体一起升入剩余流体提升管436，此水化物在到达剩余水提升段顶部之前已解离。因而，由此水化物传输“损失”的淡水量很小；回收此淡水不可行；因此在剩余流体提升管436出口与解离/换热捕集池438之间没有提供连接。)
为适当操作此实施方案，应利用流量控制器如收缩器保持流体通过系统的流速足够低以防止固体水化物被扫除剩余流体提升管436。此外，水化物形成和捕集池434以及剩余流体提升管应设计成便于从剩余流体中“清洁”分离水化物。因此，水化物形成和捕集池434设计成使剩余流体横向移动并使之可向上移动。这导致水化物/剩余流体混合物最初与较小的上升组分一起移动，便于水化物沉降出来，与前面所述实施方案相反，提供较混乱的更垂直取向的流体移动，沉降和分离特性较差。
迄今所述实施方案中，水塔的重量产生形成水化物所需压力。在这些实施方案中，水化物保持稳定的最小压力深度远大于压力为一大气压的海面。因此，水化物在较高压力下开始解离。
可改变上述各实施方案从而在发生解离的分馏塔区而非在塔顶(地面；一大气压的环境压力)收集从水化物中释放的淡水并捕获释放的气体，获得一些好处。特别地，使大量水脱盐需要较大量的形成水化物的气体和气体混合物。因而，如果将所述气体捕获、处理后用于再注入、和在高压(例如水化物开始解离的压力)下储存，则必须处理的气体体积将比气体升至地面时允许其充分膨胀而使压力降至大气压的情况少得多。此外，如果形成水化物的气体保持加压，则使其压力升至注入水化物形成区所需压力需要低得多的再压缩，因而成本较低。
图15示出一优选实施方案，其中控制解离和气体的捕集和处理使之保持在高压下。在此实施方案中，隔板610在分馏塔中横向延伸，阻碍水化物浆液向上移动。隔板610的位置取决于所用形成水化物物质的稳定限，但高于水化物的稳定区(即在较小压力深度)。当水化物解离时，释放出的气体在捕集器620处形成气阱(pocket)，进入气体回收和处理系统626，而仍保持在明显高于一大气压的压力深度下。(气体处理系统626可包含使某些气体液化的装置。)处理此气体并以与前面所述实施方案相同的方式在629处再注入水化物形成段628中，但所述气体系统保持在相当高的压力下。
水化物解离段630向下延伸至某一特定深度(由所用形成水化物的气体决定)。由于水化物在“控制的”高压下解离，所述解离反应将比上述实施方案中进行得更慢。因此，存在于解离/换热段内的换热器632(如前面实施方案中所述)设计成适应特定的较慢的反应速率。进水634在换热器632中通过解离/换热段，在636处注入脱盐分馏塔底部，与前面所述实施方案一样。
一或多个淡水旁通管640在淡水/盐水界面644以上但在水化物稳定区上边界648以下的点641处与解离区相通。设有筛网或其它构造以防止水化物进入其中的管640将水化物释放的淡水输送至淡水累积区666。灰水返回管650使较密的盐度较高的灰水流回淡水/盐水界面644以下的盐水流体中。盐度更高的剩余水和/或负漂浮水化物在658处从水池654中抽出并处理或除去，与前面所述实施方案一样。输出的淡水(其中一些可如前面所述返回流体除去段用于清洗晶隙盐水(未示出))在邻近淡水累积区666顶部且无高于隔板610的660处抽出。
显然隔板610、淡水和灰水返回管640、650、和解离/换热段630中的换热器可这样构造使其位置可改变，从而在同一设施中可使用不同的形成水化物的液体、气体或气体混合物。隔板610和换热器可垂直调节，相反可设置一系列入口位置不同的旁通和返回管640、650，用适合的进口和出口阀遥控开关。这样，可迅速方便地从一种形成水化物的物质改变成另一种。
通过在形成水化物的气体仍处于压力下存储和处理用于再注入，可获得相当大的经济效益。可使液体或气体从形成水化物所需压力降至从水化物中释放淡水的压力时的压力变化减小。从而减小将捕集的形成水化物的气体从高于解离/换热段的位置送回设备底部水化物形成段所需能耗，特别是考虑到水塔内(如上述任何实施方案)最大压力变化(百分率)发生在塔上部这一事实。此外，待处理气体的体积也显著减小(因而气体处理设备和设施的尺寸也显著减小)。
作为图15所示构型的备选方案，可使脱盐分馏塔上部封闭并利用相联的液压竖管加压，从而使邻近地面的设备内压力与竖管的压力-高度相等。在高大结构(如邻近脱盐设施的建筑物)中实现此竖管时，可在位于地面的解离/换热段的顶部产生较高的压力。
本发明其它实施方案中，可在独立的机械加压容器中使水脱盐或净化。此实施方案提供许多独特的优点，包括所述设施可以是不同尺寸和形状的以适合当地条件、污染限制、和淡水需求。此外，尽管前面所述实施方案是较大规模的，因而是固定不变的，独立加压实施方案就其建造和位置而言可能是更临时性的。独立加压设施可占用较小的空间，有效地生产淡水，甚至生产较小体积的淡水。这种设施可在集中生产设施在制造，并安装在建造场地很小的地方，可以是建筑物，甚至是船或其它可移动平台。
图16示出利用正漂浮水化物从水中提取淡水的机械加压设施。进水由泵704泵入并从入口压力加压至操作系统的压力。该水在水进口711处进入加压的水化物形成和分离容器710中，在注入点712处注入适用的形成正漂浮水化物的物质。(需要时设有用于使某些气体液化的装置713。)自发地形成正漂浮水化物714，与前面所述实施方案一样，通过剩余水上升至容器710的顶部而被累积和浓缩。
随后使漂浮水化物浆液进入转移和清洗段720，再进入解离/换热容器722。(通过阀734调节水化物浆液的流量。)在转移和清洗段720中，可用由淡水出口728流出的淡水726从水化物中洗去残留的晶隙盐水流体。可用多于一次清洁循环完全冲洗出剩余流体，但清洗次数取决于通过分馏分离的效率(对于不同的气体和气体混合物可能改变)和浆液的结晶馏分的性质。在某些情况下，可能不必清洗。
通过压力平衡储存系统732(每个容器一个)保持水化物形成和分离容器710及解离/换热容器722中的压力，通过改变压力和利用嵌入式阀734控制流体从一个容器向另一容器的移动。每个系统732都有一个增压泵733和一个隔膜或气体-流体界面736，用于升高和降低各容器中的压力。容器中的压力这样控制以使水化物保持稳定直至水化物最终在解离容器722顶部收集和浓缩。这是因为过早解离将释放大量气体从而导致不希望的混合。此外，应控制解离容器内的压力条件使流体-气体混合物的湍动最小，促进盐水和淡水的有效分离。
解离和换热容器722可由在多个不同水处理室中的多个相连的换热装置构成。实际尺寸和产量等取决于系统的总生产速率，这又取决于进水的温度、用于形成水化物的液体、气体或气体混合物、从系统中除去热量的速度等。形成水化物的气体的分馏、浓缩、分离、干燥和再利用以与前面所述实施方案相同的方式进行。此外，可用装有剩余或盐水流体的换热器吸收和除去使形成水化物的气体液化产生的热量。
显而易见机械加压过程固有地不如前面所述实施方案连续，基本上是间歇过程。控制系统中的压力以模拟前面所述实施方案的压力变化；将待处理水加压，注入设备中，然后升高和降低压力以控制水化物形成和解离反应的速率。
机械加压实施方案的适应性增加，原因在于可控制压力为形成水化物提供最佳压力和控制解离速率。此外，可在同一设备内使用不同的液体、气体和气体混合物，相同的水可用不同的液体、气体和气体混合物处理多次。
图17示出另一机械加压实施方案800，该实施方案利用负漂浮水化物从待处理水中提取淡水。进水由泵804从入口压力加压至操作系统压力，进入加压的水化物形成和分离容器810，适用的形成负漂浮水化物的气体在注入点812处注入。(可设有使某些气体液化的装置813。)自发地形成负漂浮水化物814，并通过剩余水下沉，如前面所述负漂浮水化物实施方案中所述，在有活门的集水分离段816中收集和浓缩，打开和关闭此段控制水化物的通过。
与前面所述机械加压实施方案一样，通过压力平衡储存系统832(每个容器一个)保持系统内的压力，通过改变系统隔室内的压力控制流体的移动。用增压泵830和隔膜或气体-流体界面836独立地升高和降低各容器中的压力。
水化物浆液通过转移和清洗段820进入解离/换热容器822时，可用从淡水出口828流出的淡水洗去残留的晶隙盐水流体，在解离之前除去水化物浆液中的盐。
随后，使水化物从转移和清洗段820向下流入水化物解离和换热容器822中，在其中解离，并取出淡水、灰水和盐水。如前面实施方案中所述在进水和解离的水化物浆液之间进行换热。在控制的压力下发生解离以使流体-气体混合物内湍动最小，并促进盐水和淡水的有效分离。
优选在解离/换热容器822的上部设置浆液存储和流体分离槽860，构造类似于前面所述和图13和14中所示。槽860通过设置从剩余盐水下沉至容器底部的导管减少淡水和盐水的混合，此导管使盐水与低密度的淡水隔离。
与机械加压的正漂浮水化物实施方案的情况一样，解离和换热容器822可由在多个不同水处理室中的多个相连的换热装置构成。实际尺寸和产量等取决于系统的总生产速率，这又取决于进水的温度、用于形成水化物的液体、气体或气体混合物、从系统中除去热量的速度等。形成水化物的气体的分馏、浓缩、分离、干燥和再利用以与前面所述实施方案相同的方式进行。
图18示出另一实施方案900，该实施方案利用正或负漂浮水化物从海水或污水中提取淡水，适应性更大。该系统中设有多个泵P和嵌入式阀914。根据所用形成水化物的具体物质，如利用正或负漂浮气体水化物的加压容器设施中所述运行。
该实施方案特别适用于气体或气体混合物源不确定的地方，因为可使用各种气体。此类实施方案适用于减轻天灾或远征军事活动，或在需要在建造需求不大的情况下临时供应淡水的任何地方使用。该实施方案包含正和负漂浮水化物、机械加压脱盐分馏实施方案的所有特征，包括用来自淡水出口928的淡水926冲洗剩余盐水。设置多个液体或气体注入点908，以及用于处理正或负漂浮水化物的准备。特别地，设置多个泵送装置P和流体控制阀914以引导流体和水化物浆液在流体控制和清洗装置916及水化物浆液控制装置918中的流动。气体处理系统944包括使某些回收的气体和气体混合物液化的装置。
与前面所述靠水柱重量产生所需压力的实施方案一样，任何机械加压容器设施均可通过使进水在不通过解离段进行换热的情况下供入系统而简化。将需要提供更多的人工致冷，但其它操作与用于图16和17中所示正和负漂浮水化物实施方案和图18中所示“组合”加压设备的相同。
如前面所述，本发明机械加压实施方案可以是极易移动的。例如，在船载设施(图19)的情况下，如前面实施方案中所述，但在建在船板上的较小的更紧凑的设施1000中处理待处理水。
优选由在系统的压力和温度及周围环境条件下不燃烧的液体或气体(如二氧化碳)形成负漂浮水化物，特别是在设施放在船内或处理可燃气体有危险的情况下。
在船载实施方案中，通过水化物形成和浓缩容器中的换热器除去水化物形成反应产生的一些热量，这是可行的，因为直接使用海水。进一步从水化物浆液转移系统中的水化物浆液中除去热量。这样在解离之前除热使水化物解离的冷却效应最大，因为除用剩余的处理流体除热之外进一步除热可在水化物浆液更低的情况下开始解离。因此，产生的淡水将显著地冷却。此冷却水可用于吸热，从而可用于提供致冷或空调。如前面实施方案中所述处理淡水，温的剩余水可用作低级热源(但更有可能泵送回大海)。
对于机械加压的水化物脱盐分馏方法而言，安装在船上是理想的。这是因为剩余的处理水可直接返回大海，从而使除热过程的效率最高。在油基产品和许多漂浮或常见的越靠近海面比例越高的工业化学品的情况下，用于脱盐的水入口理想地尽可能低地放在船底1010，使入口和剩余水的返回分开，减少污染物的吸入。
在船上，返回流体可有多个出口1020，使之在邻近表面处返回大海，温度较高的水将远离水入口漂浮。此外，船行进时，船的移动产生相当大的扰动，而促进剩余水和近表水的混合。船停泊时，可使用来自岸边的水或者可用淡水再生该系统减少剩余水的返回，所述脱盐分馏系统可在最低液位下操作，即在刚够快速达到正常操作所需热平衡的液位操作。船停泊或以其它方式保持静止时，剩余水可直接返回大海。可考虑风和潮汐选择返回出口以减小对环境的冲击，使剩余水最有效地从船上运走。
类似的紧凑设施可制成预先包装好的组件，可空运或易于运送至特定位置(例如立即跟随天灾如地震)并且迅速装配。使用临时或可移动设施的地方，采用与图1类似的入口、排水口和气体处理设备的更紧凑形式。可为重量轻、易配置、和能在不同条件下操作而专门设计。发电装置或适用于从任何沿海汽艇或其它源取电的电缆也是所述移动装置的一部分，可能也是较大的临时设施的一部分。
加压容器脱盐分馏设施还可安装在飞行器或船中运货用的托台上或装在标准货运容器(用于世界范围内现有的运货设备)中以便于空中或公路运移。它们可安装在车上或设置在码头上，或靠近海水或待脱盐或净化的其它水的任何地方。
最后，海水已通过加压容器脱盐分馏塔和下游处理应用循环要求的次数之后，剩余海水简单地泵送回大海或留给需要者。
如前面所述，二氧化碳是用于水化物脱盐或净化的理想气体的原因之一在于它极普遍，事实上，在工业废品特别是燃烧化石燃料时产生的废气中常有二氧化碳。(燃烧化石燃料时产生的废气除烟灰和其它颗粒状废物之外，大多包含水蒸汽、硫化氢、二氧化碳、一氧化碳、及氮的氧化物(NOx)和经过燃烧过程的氮气。)
用工业废气作为水脱盐或净化(此净化可以是所述过程的主要目标，例如生产饮用水，也可只是用于从排放的废气中捕集二氧化碳以减少“温室气体”及其伴随的环境危害的装置，而淡水的生产是“副”收益)用二氧化碳源时，必须对所述气体进行一些预处理。特别地，图20示出用于同时从工业废气中捕集二氧化碳并生产脱盐或净化的淡水的设施1100。工业设备1104中燃烧化石燃料产生的废气1102供入干处理/预处理装置1105。用过滤器、吸收剂、静电装置、化学吸附技术、和/或催化作用对废气原料进行预处理除去大多数非二氧化碳组分。所述废气还必须被充分冷却以用于形成二氧化碳水化物，预处理装置1105可包括用于此冷却的装置1106，例如废气流过其中的换热器。
进入水化物形成容器1111之前，废气通过清洗/形成水化物的前置室1108。前置室1108可以是较大的充满水的室，可被加压。事实上前置室1108被加压时，废气通过该室中处于一定压力条件下的水足以形成硫化氢水化物。如图21中所示，硫化氢水化物在远高于形成二氧化碳水化物所需的压力/温度条件下形成，因而在前面的预处理中未除去的废气中的硫化氢组分大部分可通过在前置室1108中形成硫化氢水化物然后例如在固体水化物冲洗中除去。
来自废气的清洗残渣将由烟灰特别是燃烧的烃、少量金属和盐、及硫化氢水化物(前置室1108被适当加压且废气中有硫化氢时)形成的固体组成。(所述固体仅占废气的极小比例。)产生硫化氢水化物时，硫化氢水化物随后将解离成硫化氢和水，附带生产硫酸和其它氢-氧-硫化合物，剩余的固体废物将构成浓缩形式的危险物，需要用本领域技术人员已知的适当装置处理。
硫化氢水化物的密度(未深入研究)计算为1.05g/cc，测量在1Mpa下1.004g/cc和100Mpa下1.087g/cc之间。因此，其密度与淡水的密度非常接近。因而，如果前置室1108充满水，则不能通过下沉从前置室1108的水中分离出硫化氢水化物，特别是在大量气体通过前置室快速上升时。在与通过水浴上升的气泡低混浊的条件下，硫化氢水化物趋于上升接近前置室1108中的水面，它将在此积累而形成富水化物层，废气气泡通过该层。另一方面，由于大量废气上升通过前置室1108中的水导致极度混浊，硫化氢水化物不可能靠重力分馏作用分出。因此，在充满水的前置室1108中，必须周期性地冲洗所述前置室，这妨碍连续操作所述过程。
或者，如果前置室1108被加压并填充大量气体(这实际上是优选的)，则可用取自换热系统1107的水1109喷雾有效地清洗和冷却所述废气，同时可形成硫化氢水化物。水雾几乎充满前置室下部，液滴雾落向容器底部。(从雾中蒸发出随后通入水化物形成容器1111的水简单地成为淡水产品的一部分。)用分离过滤器1110从洗液(当其冷却废气时被加热)中分离出固体物质和形成的任何硫化氢水化物。(分离过滤器1110也可用于前面所述前置室1108被加压且充满水的实施方案中以过滤洗液。)固体废物由浓缩的危险物组成，必须按已知的方法处理，被加热的洗水返回换热系统1107中。
完全地预处理后的废气1102’通过中间冷却器1113充分冷却足以在操作压力和温度条件下自发地形成水化物之后(例如通过前面针对进水冷却所述方法)，通入水化物形成容器1111中。水化物形成容器1111被加压，构造与图17中所示加压的水化物形成容器基本相同，或者在设计用于生产负漂浮水化物时与图18中所示加压容器基本相同。与这两种实施方案一样，将盐水或污水和包含二氧化碳的废气引入水化物形成容器1111中，如前面所述控制压力和温度条件以形成二氧化碳水化物。(与前面所述实施方案一样，与连续进行相对，这将间歇进行。)从系统中清除剩余气体如氧化氮。
然后使二氧化碳水化物1112转移至加压的水化物解离容器1114，该容器可如图17所示位于水化物形成容器1111之下，或者如图20中所示与水化物形成容器相邻(与图18所示类似)。水化物解离容器1114更详细地示于图22中。它总体上类似于图17和18中所示加压水化物解离容器，但区别在于设有加热元件1115(优选构成系统的换热子系统1107的一部分)以及用于从容器中取出液态二氧化碳的附加出口1120。如前面所述，浓缩的二氧化碳水化物浆液引入容器1114中，利用阀门机构1122控制其进入该容器以间歇地引入二氧化碳水化物浆液。(这是必要的，因为水化物解离容器中的压力将升至高于水化物形成容器1111。)或者，可用嵌入式浆液泵使下游水化物解离容器保持较高压力。槽1124内的筛网1113使水化物保留在容器1114的上部，水化物在此解离。
通过控制容器1114内的温度和压力条件，控制二氧化碳的解离以产生淡水(如前面实施方案中所述)和液态二氧化碳(与气态二氧化碳相对)。特别地，如图23中所示，水化物进入解离容器1114时，是在水化稳定区内A点附近的压力和温度条件下引入的，即处在水化物保持稳定的条件下。(可利用阀1128允许惰性气体进入竖管利用气压竖管1126控制解离容器1114内的压力。)然后可使解离容器1114内的温度升高，例如通过从周围吸收热量，或者更优选通过换热器1115将从热的废气中取出的热量返回给系统导致升温。另外，利于在装置1106和1108中对废气进行预处理之前使热的废气在解离容器1114周围通过导管(未示出)导致所述温度升高。
由于从换热系统输入的热量导致温度升高，所述系统沿着P-T轨迹1130向右移动，越过相界1132，在该点所述水化物解离成二氧化碳气体和淡水。但由于容器是密封的，随着水化物继续解离，压力和温度继续上升。由于温度和压力升高，系统继续沿P-T轨迹1130向右移动，但压力以足够的速率上升使系统沿之移动的P-T曲线1130越过二氧化碳液相线以下，如B点所示。(B点仅代表完成解离的系统温度/压力条件之一例；确切条件不重要，重要的是确保水化物解离容器内的最终压力/温度条件位于液态二氧化碳稳定区域内。)操作中，所述系统可较快地通过存在二氧化碳气体的相图部分。在此情况下，水化物基本上直接解离成二氧化碳液体和纯水。
或者，通过用气阀1128控制解离容器1114的压力，可使压力足够快地升高以致二氧化碳根本不进入气相。系统将沿P-T曲线1130’移动通过较低的水化物稳定区1132，直接进入液态二氧化碳/水区1134。但任何情况下，结果都是基本上直接产生液态二氧化碳和淡水。
从系统中取出液态二氧化碳和水之后，废气中的不形成水化物的组分如氮的氧化物和氮气通过阀控排气系统1150从系统中释放。
(作为另一种不优选的选择，如果控制系统内压力不使之升至这两种实施方案中那样高，则将释放气态二氧化碳而非液态二氧化碳。在此情况下，在该容器内较高的但低于水化物稳定性所需的气压下(例如200-300atm)从水化物解离容器1114中取出气态二氧化碳，用工业标准设备和方法在较低温度下压缩成液态二氧化碳。与将气态二氧化碳从接近常压压缩成液态二氧化碳相比，将加压的二氧化碳从已经加压的气态压缩成液态仍较容易，因而成本较低。)
如图24中所示，在解离终点B处的压力和温度条件下，液态二氧化碳将相对于二氧化碳水化物解离产生的淡水正漂浮。此外，液态二氧化碳和淡水基本上不混溶。因此，液态二氧化碳将漂浮在水化物释放的淡水上面，两者之间有界面1152(图22)。然后通过阀控出口1154提取淡水，通过阀控出口1120提取液态二氧化碳。所述淡水将被溶解的二氧化碳饱和，且可能含有液态二氧化碳微滴，可在压力下排出。所述淡水可用于任何用途，例如饮水，二氧化碳可以其液体形式相当方便地运走，用于各种各样的现有商业应用或处理掉(例如泵入深海中没收)。沉降至系统底部的剩余盐水通过阀控出口1156提取，如前面所述，而处理掉。即使二氧化碳和水基本上不混溶，也优选设置从槽1124底部伸出的导管1158，用于将较密的淡水向下送至密度较小的液态二氧化碳以下，以使分离出的水可在不必流过二氧化碳的情况下向下流动。
最后，图22显示系统进水与前面所述实施方案一样通过解离容器1114。但由于通过换热系统1007给系统加入热量以使温度在图23所示相图中向右移动，通过水化物吸热解离从进水中吸出的热量较少，因而进水将不被冷却至与前面所述实施方案相同的程度。因此，要形成水化物可能必需增加补充冷却。
虽然每个设备仅示出一个，但在单一设施中可采用多于一个干处理/预处理设备1105、前置室1108、水化物形成容器1111、和/或水化物解离容器1114。例如，在废气进入水化物形成容器1111之前可能希望甚至必须使废气循环多次以降低非二氧化碳物质的含量，否则可能导致水的味道差。
虽然已详细地公开了本发明个别的具体实施方案，但本领域技术人员可做各种改变，所述改变适合本发明的精神。应认为此类改变在以下权利要求书的范围内。
Claims (69)
1.用于使盐水或其它污染进水脱盐或净化的设施，所述设施包括：
有下部水化物形成区的脱盐分馏设施；
用于向所述水化物形成区提供进水的进水导管；和
用于向所述水化物形成区提供形成水化物的气体的供气导管；
所述设施还包括设置在所述设施的上部且相对于所述水化物形成区横向放置的水化物解离区，所述水化物解离区用于捕集从流入所述解离区的剩余流体中沉降出的负漂浮水化物，从而基本上防止负漂浮水化物沉降至所述水化物形成区。
2.权利要求1的设施，还包括用于使向上流动的流体横向转向进入所述水化物解离区的流动转向区。
3.权利要求2的设施，其中所述下部水化物形成区包括水化物收集槽，所述设施还包括将水化物浆液从所述水化物收集槽送至所述水化物解离区的水化物浆液导管。
4.权利要求3的设施，其中所述水化物浆液导管包括使水化物与剩余流体分离的流体分离器。
5.权利要求2的设施，其中所述水化物解离区包括一组叠置的倾斜架，其中有孔允许上升或下沉的流体通过。
6.权利要求2的设施，其中所述进水导管这样通过所述水化物解离区，以致通过所述进水导管的水处于与在所述水化物解离区解离的水化物换热的关系。
7.权利要求6的设施，还包括用于冷却通过所述进水导管的进水的补充冷却装置。
8.权利要求1的设施，其中所述下部水化物形成区构造成沉降水化物捕集池，所述设施还包括在所述沉降水化物捕集池和所述水化物解离区之间连通的水化物浆液导管，用于将水化物浆液从所述沉降水化物捕集池泵送至所述水化物解离区。
9.权利要求8的设施，其中所述解离区包括一或多个用于接收来自上面的水化物浆液的浆液存储槽，所述浆液存储槽都有一或多个从其下部向所述解离区的下部延伸的导管。
10.权利要求8的设施，还包括与所述沉降水化物捕集池连通的剩余水提升管，用于运送被沉降在所述捕集池内的负漂浮水化物置换的剩余流体离开所述沉降水化物捕集池。
11.一种使盐水或污染的进水脱盐或净化的方法，所述方法包括：
将所述进水供入位于陆地的脱盐分馏设施的水化物形成区，使所述进水在形成水化物的压力和温度条件下与形成水化物的物质混合从而自发地形成水化物；
将所述水化物供入所述设施的水化物解离区；
通过除去已被形成所述水化物放出的热量加热的剩余盐水或污水从所述脱盐分馏设施中除热；
在所述脱盐分馏设施的解离区使所述水化物解离成淡水和所述形成水化物的物质；和
收集所述淡水；
所述方法还包括在所述进水与所述形成水化物的物质混合之前至少部分地使所述进水向所述形成水化物的温度条件冷却。
12.权利要求11的方法，其中使所述进水以与所述水化物换热的关系通过所述解离区，所述水化物因吸热解离从所述进水中吸收热量，以使所述进水至少部分地向所述形成水化物的温度条件冷却。
13.权利要求11的方法，其中所述形成水化物的物质产生正漂浮水化物，通过允许所述水化物上升至所述水化物解离区将所述水化物供入所述水化物解离区。
14.权利要求11的方法，其中所述形成水化物的物质密度低于所述进水，产生本身负漂浮的水化物；使所述形成水化物的物质以这样的方式与所述进水混合以致水化物形成不完全并将所述形成水化物的物质捕获在所述水化物壳或网状物内产生助漂浮水化物团；通过允许所述助漂浮水化物团升入所述水化物解离区将所述水化物供入所述水化物解离区。
15.权利要求14的方法，还包括当所述助漂浮水化物团升入所述水化物解离区时使所述助漂浮水化物团横向转向，以致当所述助漂浮水化物团解离时，下沉的负漂浮水化物在所述水化物解离区内沉降，从而显著减少在所述脱盐分馏设施的水化物形成区内沉降的负漂浮水化物量。
16.权利要求11的方法，其中所述形成水化物的物质包括气体或气体混合物。
17.权利要求16的方法，其中所述气体或气体混合物产生正漂浮水化物。
18.权利要求16的方法，其中所述气体或气体混合物产生本身负漂浮的水化物；使所述气体或气体混合物以这样的方式与所述进水混合以致水化物形成不完全并将所述气体或气体混合物捕获在所述水化物壳或网状物内产生助漂浮水化物团。
19.权利要求11的方法，其中所述形成水化物的物质包括液体。
20.权利要求11的方法，其中所述形成水化物的物质包括气态或液态二氧化碳。
21.权利要求11的方法，还包括在所述水化物解离之前洗去所述水化物中残留的流体。
22.权利要求11的方法，其中通过有筛网的除水器除去已被形成所述水化物放出的热量加热的剩余盐水或污水。
23.权利要求11的方法，其中通过离心法除去已被形成所述水化物放出的热量加热的剩余盐水或污水。
24.权利要求11的方法，还包括控制所述水化物向所述设施的水化物解离区的供应使所述水化物在明显高于常压的高压下解离。
25.权利要求24的方法，还包括在所述形成水化物的物质处于所述高压的情况下捕集所述形成水化物的物质，和在所述形成水化物的物质基本上保持在所述高压的情况下循环利用。
26.权利要求11的方法，其中所述水化物形成区位于或邻近分馏塔的底部，所述分馏塔足够长以致所述分馏塔内水柱的重量足以产生所述形成水化物的压力条件，所述方法包括将所述进水和所述形成水化物的物质向下泵送至所述水化物形成区。
27.权利要求11的方法，包括给所述水化物形成区机械加压以产生所述形成水化物的压力条件。
28.权利要求27的方法，还包括给所述水化物解离区机械加压。
29.权利要求28的方法，其中通过控制所述水化物形成区和所述水化物解离区内的相对压力控制所述水化物向所述水化物解离区的供应。
30.一种使盐水或其它污水脱盐或净化的方法，所述方法包括：
将盐水或其它污染的进水供入脱盐分馏设施的下部水化物形成区，使所述进水与气体或气体混合物混合产生气体水化物，所述气体水化物本身的比重大于所述进水的比重，因而相对于所述进水负漂浮，所述混合在形成水化物的压力和温度条件下进行；
使所述气体水化物供入所述脱盐分馏设施的解离区，使所述水化物解离成淡水和所述形成水化物的气体或气体混合物；和
收集所述淡水。
31.权利要求30的方法，其中这样控制所述混合以致所述气体水化物形成相对于进水正漂浮的助漂浮气体水化物团，从而在所述脱盐分馏设施内自然上升。
32.权利要求31的方法，其中当所述助漂浮气体水化物在所述脱盐分馏设施内上升时使之横向转向进入所述解离区，从而相对于所述脱盐分馏设施的下部水化物形成区水平移动。
33.权利要求32的方法，其中一些气体水化物在所述脱盐分馏设施的下部水化物形成区内沉降，所述方法还包括将所述沉降的气体水化物向上泵送至所述脱盐分馏设施的解离区。
34.权利要求33的方法，还包括在所述沉降的气体水化物进入所述脱盐分馏设施的解离区之前使所述沉降的气体水化物与剩余流体分离。
35.权利要求31的方法，还包括通过除去因所述助漂浮气体水化物通过其上升而被加热的剩余流体除去形成所述气体水化物期间释放的热量。
36.权利要求31的方法，还包括使所述进水以与位于解离区内的吸热解离气体水化物换热的关系通过所述脱盐分馏设施的解离区使所述进水冷却。
37.权利要求36的方法，还包括除使所述进水通过所述脱盐分馏设施的解离区之外还利用补充装置使所述进水冷却。
38.权利要求30的方法，其中所述混合这样控制以致所述气体基本上都形成在所述脱盐分馏设施下部的池内沉降的负漂浮气体水化物，使所述气体水化物供入所述脱盐分馏设施的所述解离区包括将沉降的气体水化物从所述下部池内泵入所述解离区。
39.权利要求38的方法，还包括通过除去已被所述沉降的气体水化物向上置换的被加热的剩余流体除去形成所述气体水化物期间释放的热量，所述被置换的剩余流体通过导管向上移动，所述导管不是用于使所述进水供入脱盐分馏设施的下部水化物形成区的导管。
40.权利要求38的方法，还包括使所述进水以与位于解离区内的吸热解离气体水化物换热的关系通过所述脱盐分馏设施的解离区使所述进水冷却。
41.权利要求40的方法，还包括除使所述进水通过所述脱盐分馏设施的解离区之外还利用补充装置使所述进水冷却。
42.权利要求38的方法，其中所述将沉降的气体水化物从所述下部池内泵送至所述解离区包括：将水化物送入设置在所述解离区内的浆液存储槽；使所述水化物在所述浆液存储槽内解离成淡水和所述形成水化物的气体或气体混合物；使残留的晶间盐水经一或多个从所述浆液存储槽底部向所述解离区底部延伸的导管通过位于所述解离区内的淡水以避免或减小残留的晶间盐水与淡水的混合；和从所述解离区除去残留的晶间盐水。
43.一种使盐水或其它污水脱盐或净化的方法，所述方法包括：
将盐水或其它污染的进水供入脱盐分馏设施的下部水化物形成区，使所述进水与二氧化碳混合产生二氧化碳水化物，所述混合在形成所述二氧化碳水化物的温度和压力条件下进行；
使所述二氧化碳水化物供入所述脱盐分馏设施的解离区，使所述二氧化碳水化物解离成淡水和二氧化碳；和
收集所述淡水。
44.用于使盐水或污染的进水脱盐或净化的设备，所述设备包括：
与水化物解离容器流通的机械加压的水化物形成容器；
用于使所述进水供入所述水化物形成容器的进水供应管；
用于向所述水化物形成容器提供形成水化物的物质的形成水化物的物质供应管；
用于从所述水化物解离容器除去通过水化物解离而形成的淡水的淡水输出管；
用于从所述水化物形成容器中取出晶隙残留盐水或灰水的盐水输出管。
45.权利要求44的设备，其中所述水化物解离容器被机械加压。
46.权利要求44的设备，还包括设置在所述水化物形成容器和所述水化物解离容器之间并与之流通的中间室，所述中间室用于接收淡水、从位于其中的水化物中洗去晶隙残留盐水流体、用所述中间室内接收的淡水置换所述晶隙残留盐水流体。
47.权利要求44的设备，其中所述水化物形成容器和所述水化物解离容器的构型及其相对位置允许利用产生正漂浮水化物的形成水化物的物质操作所述设备。
48.权利要求44的设备，其中所述水化物形成容器和所述水化物解离容器的构型及其相对位置允许利用产生负漂浮水化物的形成水化物的物质操作所述设备。
49.权利要求44的设备，其中所述水化物形成容器和所述水化物解离容器的构型及其相对位置允许利用产生正漂浮水化物的形成水化物的物质以及产生负漂浮水化物的形成水化物的物质操作所述设备。
50.权利要求44的设备，其中所述设备是可移动或可运输的。
51.权利要求50的设备，其中所述设备放置在船上。
52.一种从废气中捕集二氧化碳同时生产纯水的方法，所述方法包括：
在形成二氧化碳水化物的压力和温度条件下使所述废气与盐水或其它污水混合以致由所述废气内所含二氧化碳和所述盐水或其它污水内所含水分子形成二氧化碳水化物；
使所述二氧化碳水化物解离成二氧化碳和水分子；
收集所述二氧化碳水化物解离时释放的二氧化碳；和
收集所述二氧化碳水化物解离时释放的淡水。
53.权利要求52的方法，还包括在所述废气与所述盐水或其它污水混合之前用选自过滤器、吸收剂、静电装置、化学吸附技术、和催化作用的一或多种手段对所述废气进行预处理从所述废气中除去非二氧化碳组分。
54.权利要求52的方法，还包括在所述废气与所述盐水或其它污水混合之前使所述废气冷却。
55.权利要求54的方法，还包括使通过所述冷却从所述废气中除去的热量传递给所述二氧化碳水化物以促进其解离。
56.权利要求52的方法，还包括使来自所述废气的热量传递给所述二氧化碳水化物以促进其解离。
57.权利要求52的方法，还包括在所述废气与所述盐水或其它污水混合之前洗去所述废气中的非二氧化碳组分。
58.权利要求56的方法，其中所述清洗过程中形成所述废气中除二氧化碳以外的一种组分的水化物。
59.权利要求52的方法，其中控制压力和温度条件使所述二氧化碳水化物解离以致所述二氧化碳水化物基本上直接解离成水和液态二氧化碳。
60.一种液态二氧化碳生产方法，所述方法包括：
在形成二氧化碳水化物的压力和温度条件下由气态二氧化碳和水形成二氧化碳水化物；和
控制压力和温度条件使所述二氧化碳水化物解离以致所述二氧化碳水化物基本上直接解离成水和液态二氧化碳。
61.权利要求60的方法，其中所述气态二氧化碳是废气的一种组分，通过所述废气与所述水混合形成所述二氧化碳水化物。
62.权利要求61的方法，还包括在所述废气与所述水混合之前用选自过滤器、吸收剂、静电装置、化学吸附技术、和催化作用的一或多种手段对所述废气进行预处理从所述废气中除去非二氧化碳组分。
63.权利要求61的方法，还包括在所述废气与所述水混合之前使所述废气冷却。
64.权利要求63的方法，还包括使通过所述冷却从所述废气中除去的热量传递给所述二氧化碳水化物以促进其解离。
65.权利要求61的方法，还包括使来自所述废气的热量传递给所述二氧化碳水化物以促进其解离。
66.权利要求61的方法，还包括在所述废气与所述盐水或其它污水混合之前洗去所述废气中的非二氧化碳组分。
67.权利要求66的方法，其中所述清洗过程中形成所述废气的除二氧化碳以外的一种组分的水化物。
68.权利要求61的方法，其中控制压力和温度条件使所述二氧化碳水化物解离以致所述二氧化碳水化物基本上直接解离成水和液态二氧化碳。
69.用于同时处理废气和盐水或其它污水的设施，所述设施包括：
水化物形成室；
与所述水化物形成室相通以接收在所述水化物形成室中形成的水化物的水化物解离室；
与所述水化物形成室相通向所述水化物形成室提供盐水或其它污水的盐水或其它污水源；和
与所述水化物形成室相通向所述水化物形成室提供废气的废气源。
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