RU2394871C2 - Системы, способы и композиции для получения синтетических углеводородных соединений - Google Patents

Системы, способы и композиции для получения синтетических углеводородных соединений Download PDF

Info

Publication number
RU2394871C2
RU2394871C2 RU2007138221/04A RU2007138221A RU2394871C2 RU 2394871 C2 RU2394871 C2 RU 2394871C2 RU 2007138221/04 A RU2007138221/04 A RU 2007138221/04A RU 2007138221 A RU2007138221 A RU 2007138221A RU 2394871 C2 RU2394871 C2 RU 2394871C2
Authority
RU
Russia
Prior art keywords
carbon dioxide
gas
reactor
water vapor
carbon monoxide
Prior art date
Application number
RU2007138221/04A
Other languages
English (en)
Other versions
RU2007138221A (ru
Inventor
Александер Дж. СЕВЕРИНСКИ (US)
Александер Дж. СЕВЕРИНСКИ
Original Assignee
ФЬЮЭЛКОР ЭлЭлСи
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by ФЬЮЭЛКОР ЭлЭлСи filed Critical ФЬЮЭЛКОР ЭлЭлСи
Publication of RU2007138221A publication Critical patent/RU2007138221A/ru
Application granted granted Critical
Publication of RU2394871C2 publication Critical patent/RU2394871C2/ru

Links

Images

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2/00—Production of liquid hydrocarbon mixtures of undefined composition from oxides of carbon
    • C10G2/30—Production of liquid hydrocarbon mixtures of undefined composition from oxides of carbon from carbon monoxide with hydrogen
    • C10G2/32—Production of liquid hydrocarbon mixtures of undefined composition from oxides of carbon from carbon monoxide with hydrogen with the use of catalysts
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2/00—Production of liquid hydrocarbon mixtures of undefined composition from oxides of carbon
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B3/00—Hydrogen; Gaseous mixtures containing hydrogen; Separation of hydrogen from mixtures containing it; Purification of hydrogen
    • C01B3/02—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen
    • C01B3/04—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen by decomposition of inorganic compounds, e.g. ammonia
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B3/00—Hydrogen; Gaseous mixtures containing hydrogen; Separation of hydrogen from mixtures containing it; Purification of hydrogen
    • C01B3/02—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen
    • C01B3/06—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen by reaction of inorganic compounds containing electro-positively bound hydrogen, e.g. water, acids, bases, ammonia, with inorganic reducing agents
    • C01B3/12—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen by reaction of inorganic compounds containing electro-positively bound hydrogen, e.g. water, acids, bases, ammonia, with inorganic reducing agents by reaction of water vapour with carbon monoxide
    • C01B3/16—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen by reaction of inorganic compounds containing electro-positively bound hydrogen, e.g. water, acids, bases, ammonia, with inorganic reducing agents by reaction of water vapour with carbon monoxide using catalysts
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C1/00—Preparation of hydrocarbons from one or more compounds, none of them being a hydrocarbon
    • C07C1/02—Preparation of hydrocarbons from one or more compounds, none of them being a hydrocarbon from oxides of a carbon
    • C07C1/04—Preparation of hydrocarbons from one or more compounds, none of them being a hydrocarbon from oxides of a carbon from carbon monoxide with hydrogen
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2/00—Production of liquid hydrocarbon mixtures of undefined composition from oxides of carbon
    • C10G2/30—Production of liquid hydrocarbon mixtures of undefined composition from oxides of carbon from carbon monoxide with hydrogen
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10J—PRODUCTION OF PRODUCER GAS, WATER-GAS, SYNTHESIS GAS FROM SOLID CARBONACEOUS MATERIAL, OR MIXTURES CONTAINING THESE GASES; CARBURETTING AIR OR OTHER GASES
    • C10J1/00—Production of fuel gases by carburetting air or other gases without pyrolysis
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10J—PRODUCTION OF PRODUCER GAS, WATER-GAS, SYNTHESIS GAS FROM SOLID CARBONACEOUS MATERIAL, OR MIXTURES CONTAINING THESE GASES; CARBURETTING AIR OR OTHER GASES
    • C10J3/00—Production of combustible gases containing carbon monoxide from solid carbonaceous fuels
    • C10J3/02—Fixed-bed gasification of lump fuel
    • C10J3/06—Continuous processes
    • C10J3/18—Continuous processes using electricity
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10K—PURIFYING OR MODIFYING THE CHEMICAL COMPOSITION OF COMBUSTIBLE GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE
    • C10K3/00—Modifying the chemical composition of combustible gases containing carbon monoxide to produce an improved fuel, e.g. one of different calorific value, which may be free from carbon monoxide
    • C10K3/02—Modifying the chemical composition of combustible gases containing carbon monoxide to produce an improved fuel, e.g. one of different calorific value, which may be free from carbon monoxide by catalytic treatment
    • C10K3/026—Increasing the carbon monoxide content, e.g. reverse water-gas shift [RWGS]
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C25—ELECTROLYTIC OR ELECTROPHORETIC PROCESSES; APPARATUS THEREFOR
    • C25B—ELECTROLYTIC OR ELECTROPHORETIC PROCESSES FOR THE PRODUCTION OF COMPOUNDS OR NON-METALS; APPARATUS THEREFOR
    • C25B1/00—Electrolytic production of inorganic compounds or non-metals
    • C25B1/01—Products
    • C25B1/02—Hydrogen or oxygen
    • C25B1/04—Hydrogen or oxygen by electrolysis of water
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C25—ELECTROLYTIC OR ELECTROPHORETIC PROCESSES; APPARATUS THEREFOR
    • C25B—ELECTROLYTIC OR ELECTROPHORETIC PROCESSES FOR THE PRODUCTION OF COMPOUNDS OR NON-METALS; APPARATUS THEREFOR
    • C25B15/00—Operating or servicing cells
    • C25B15/08—Supplying or removing reactants or electrolytes; Regeneration of electrolytes
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B2203/00—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/02—Processes for making hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/0283—Processes for making hydrogen or synthesis gas containing a CO-shift step, i.e. a water gas shift step
    • C01B2203/0294—Processes for making hydrogen or synthesis gas containing a CO-shift step, i.e. a water gas shift step containing three or more CO-shift steps
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/10—Feedstock materials
    • C10G2300/1022—Fischer-Tropsch products
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10J—PRODUCTION OF PRODUCER GAS, WATER-GAS, SYNTHESIS GAS FROM SOLID CARBONACEOUS MATERIAL, OR MIXTURES CONTAINING THESE GASES; CARBURETTING AIR OR OTHER GASES
    • C10J2300/00—Details of gasification processes
    • C10J2300/09—Details of the feed, e.g. feeding of spent catalyst, inert gas or halogens
    • C10J2300/0913—Carbonaceous raw material
    • C10J2300/093—Coal
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10J—PRODUCTION OF PRODUCER GAS, WATER-GAS, SYNTHESIS GAS FROM SOLID CARBONACEOUS MATERIAL, OR MIXTURES CONTAINING THESE GASES; CARBURETTING AIR OR OTHER GASES
    • C10J2300/00—Details of gasification processes
    • C10J2300/12—Heating the gasifier
    • C10J2300/123—Heating the gasifier by electromagnetic waves, e.g. microwaves
    • C10J2300/1238—Heating the gasifier by electromagnetic waves, e.g. microwaves by plasma
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10J—PRODUCTION OF PRODUCER GAS, WATER-GAS, SYNTHESIS GAS FROM SOLID CARBONACEOUS MATERIAL, OR MIXTURES CONTAINING THESE GASES; CARBURETTING AIR OR OTHER GASES
    • C10J2300/00—Details of gasification processes
    • C10J2300/16—Integration of gasification processes with another plant or parts within the plant
    • C10J2300/164—Integration of gasification processes with another plant or parts within the plant with conversion of synthesis gas
    • C10J2300/1656—Conversion of synthesis gas to chemicals
    • C10J2300/1659—Conversion of synthesis gas to chemicals to liquid hydrocarbons
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02E—REDUCTION OF GREENHOUSE GAS [GHG] EMISSIONS, RELATED TO ENERGY GENERATION, TRANSMISSION OR DISTRIBUTION
    • Y02E20/00—Combustion technologies with mitigation potential
    • Y02E20/16—Combined cycle power plant [CCPP], or combined cycle gas turbine [CCGT]
    • Y02E20/18—Integrated gasification combined cycle [IGCC], e.g. combined with carbon capture and storage [CCS]
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02E—REDUCTION OF GREENHOUSE GAS [GHG] EMISSIONS, RELATED TO ENERGY GENERATION, TRANSMISSION OR DISTRIBUTION
    • Y02E60/00—Enabling technologies; Technologies with a potential or indirect contribution to GHG emissions mitigation
    • Y02E60/30—Hydrogen technology
    • Y02E60/36—Hydrogen production from non-carbon containing sources, e.g. by water electrolysis
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
    • Y02P20/10—Process efficiency
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
    • Y02P20/10—Process efficiency
    • Y02P20/129—Energy recovery, e.g. by cogeneration, H2recovery or pressure recovery turbines
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
    • Y02P20/10—Process efficiency
    • Y02P20/133—Renewable energy sources, e.g. sunlight

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Combustion & Propulsion (AREA)
  • Electrochemistry (AREA)
  • Inorganic Chemistry (AREA)
  • Materials Engineering (AREA)
  • Metallurgy (AREA)
  • Health & Medical Sciences (AREA)
  • General Health & Medical Sciences (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
  • Hydrogen, Water And Hydrids (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)

Abstract

Изобретение относится к способу получения углеводородных соединений, характеризующемуся тем, что он включает в себя: а) подачу в первый реактор обратной конверсии водяного пара с внешней подачей газообразного водорода и газообразной двуокиси углерода, где молярное отношение газообразного водорода к газообразной двуокиси углерода превышает единицу, для генерирования первого потока сингаза, содержащего смесь по меньшей мере газообразной моноокиси углерода и газообразного водорода, водяного пара и остаточной газообразной двуокиси углерода; b) генерирование второго потока сингаза из первого потока сингаза конденсацией и удалением по меньшей мере части водяного пара из первого потока сингаза; с) подачу второго потока сингаза во второй реактор обратной конверсии водяного пара для генерирования третьего потока сингаза, содержащего смесь, по меньшей мере, газообразной моноокиси углерода и газообразного водорода, водяного пара и остаточной двуокиси углерода; (d) генерирование четвертого потока сингаза из третьего потока сингаза конденсацией и удалением, по меньшей мере, части водяного пара из третьего потока сингаза, и е) генерирование смеси, по меньшей мере, углеводородных соединений из, по меньшей мере, газообразной моноокиси углерода и газообразного водорода из четвертого потока сингаза. Также изобретение относится к системе для осуществления указанного способа. Применение указанного изобретения позволяет снизить энергозатраты на производство углеводородов из синтез газа. 2 н. и 18 з.п. ф-лы, 1 табл., 32 ил.

Description

Данные о родственных заявках на патенты США
Настоящая заявка заявляет преимущество предварительной заявки на патент США №60/661923, зарегистрированной 16 марта 2005 года, и предварительной заявки на патент США №60/678174, зарегистрированной 6 мая 2005 года, каждая из которых включается сюда в качестве ссылки.
Область техники, к которой относится изобретение
Настоящее изобретение в целом относится к области получения углеводородных соединений, а более конкретно к энергетически эффективным способам и системам, которые производят топлива на основе углеводородных соединений. В предпочтительном варианте осуществления, настоящее изобретение относится к устройству и способу для преобразования электрической энергии в такие топлива на основе углеводородных соединений, как бензин, керосин, авиационный керосин и дизельное топливо, среди прочих, и которые получаются посредством рециклирования продуктов горения двуокиси углерода и воды.
Уровень техники
Хотя идея разработки синтетических углеводородных топлив обсуждается, по меньшей мере, в течение последних 30 лет, необходимости производить их не было из-за доступности, простоты получения, транспортировки и переработки ископаемых топлив. Однако мировой рынок ископаемого топлива изменяется в связи с рядом факторов, включая постоянно увеличивающуюся мировую потребность в энергии, увеличение концентрирования производства в нефтедобывающих областях и увеличение сосредоточенности зависимых от поставок нефти стран на важности источников энергии.
Имеются несколько недостатков использования ископаемых топлив. Во-первых, имеется ограниченное количество доступных ископаемых топлив, которые после использования не могут быть регенерированы. В дополнение к этому, углеводородные топлива, полученные из ископаемых топлив, могут содержать в высшей степени нежелательные серу, азот и ароматические соединения. Когда эти топлива сгорают, сера, азот и частицы высвобождаются в воздух, что приводит к образованию кислотного дождя и смога. Позднее, озабоченность сосредоточилась на влиянии выбросов двуокиси углерода от горения ископаемых топлив как одной из причин глобального потепления.
Имеются несколько хорошо разработанных способов прямого гидрирования таких газов, как моноокись углерода или двуокись углерода, для получения углеводородных топлив. Один из наиболее успешных из них был разработан в Германии в 1920 годах Францем Фишером и Гансом Тропшем.
В 1938 году первые немецкие установки производили приблизительно 5 миллионов баррелей в год дизельного топлива и бензина с использованием способа Фишера-Тропша, который основан на взаимодействии моноокиси углерода и водорода над катализатором для получения жидких углеводородов и воды. Проблема с этим и другими способами заключается в том, что они используют ископаемые топлива, такие как уголь или природный газ, для получения моноокиси углерода. Использование таких ископаемых топлив в качестве первичных исходных материалов сопровождается многими такими же недостатками, как производство ископаемых топлив, такими как ограниченность поставок и выбросы.
По этой причине, можно увидеть, что имеется долговременная потребность в системе производства, которая рециклирует продукты горения в виде топлив на основе углеводородных соединений. Именно на такую систему и способы получения углеводородных соединений, прежде всего, направлено настоящее изобретение, с сосредоточением на энергетической эффективности.
Сущность изобретения
Настоящее изобретение включает в себя системы, способы и композиции для получения синтетических углеводородных соединений, в частности, углеводородных соединений, которые могут использоваться в качестве топлив. Как правило, виды оксидов углерода, моноокись углерода или двуокись углерода, преобразуются в одно или несколько углеводородных соединений, содержащих углерод и водород, включая, но, не ограничиваясь этим, дизельное топливо, бензин, авиационные керосины, сжиженный нефтяной газ или соединения, находящиеся в природном газе. Конкретный способ включает в себя формирование с помощью электричества потока водорода, и в присутствии, по меньшей мере, части водорода из потока водорода, конверсия, по меньшей мере, части моноокиси углерода, содержащейся в потоке моноокиси углерода, в углеводородное соединение.
В предпочтительном варианте осуществления системы с поступлением на вход двуокиси углерода, относительное количество электрической энергии на входе, необходимое для преобразования двуокиси углерода в высшую теплоту сгорания энергии горения углеводородных соединений, на выходе находится в пределах между 1,4 и 1,1. В другом предпочтительном варианте осуществления системы с моноокисью углерода на входе (таким образом устраняется необходимость в конверсии двуокиси углерода в моноокись углерода), внешняя электрическая энергия, необходимая для конверсии моноокиси углерода, находится в пределах между 0,64 и 0,84 от полной теплоты сгорания углеводородных соединений. Таким образом, в одном из вариантов осуществления настоящего изобретения, использующем двуокись углерода в качестве исходных материалов, потребуется больше электрической энергии, чем полная теплота сгорания горения получаемых углеводородных соединений. В другом варианте осуществления настоящего изобретения, использующем моноокись углерода в качестве исходных материалов, потребуется меньше электрической энергии, чем полная теплота сгорания горения получаемых углеводородных соединений.
В соответствии с одним из аспектов настоящего изобретения, является возможным производство на одной установке порядка пятисот тысяч галлонов топлива в день или даже больше, если доступны достаточные количества электрической энергии, моноокиси углерода и/или двуокиси углерода.
Один из аспектов настоящего изобретения включает в себя системы и способы, включающие в себя электролизер и реактор Фишера-Тропша, а в некоторых вариантах осуществления также реактор обратной конверсии водяного пара, для получения углеводородных соединений. Настоящее изобретение включает в себя способы и системы для получения углеводородных соединений, включающие в себя конверсию, по меньшей мере, части одного из видов оксида углерода, включая, но, не ограничиваясь этим, моноокись углерода, в углеводородные соединения, посредством способа Фишера-Тропша, в присутствии, по меньшей мере, части потока водорода; и перенос, по меньшей мере, части избыточного тепла от способа Фишера-Тропша на одну из других стадий способа, в способе или системе, в часть способа или системы, требующую энергии, или в один из других узлов в системе, например, в электролизер или реактор обратной конверсии водяного пара.
В настоящем изобретении в ряде мест, определенные газы должны отделяться от газовой смеси, или, например, параметры газа, такие как температура и давление, должны изменяться, чтобы сделать один или оба этих параметра совместимыми с предыдущим или последующим способом. Эти разделения или изменения для газов по настоящему изобретению потребляют большие количества энергии. Другой аспект настоящего изобретения представляет собой то, что энергия может переноситься внутри настоящего изобретения для удовлетворения потребности в энергии, для разделения и изменения параметров газа.
Одним из преимуществ настоящего изобретения является энергетически эффективная переработка газа. Имеются в целом два энергетически термодинамически эффективных процесса, используемых для переработки газов. Первый представляет собой адиабатический процесс, когда вся внешняя работа преобразуется в энергию газа или получается из нее. Второй представляет собой изотермический процесс, когда вся внешняя работа либо преобразуется в тепло, либо получается из тепла. Посредством рециклирования внешней работы через распределительную линию для электричества и тепла, через несколько распределительных линий для тепла, потери энергии при переработке газа существенно уменьшаются. Это также сопровождается использованием конверсии фаз рабочих текучих сред в распределительных линиях для тепла, для приема или доставки тепловой энергии.
Настоящее изобретение включает в себя системы и способы, которые обеспечивают способность получения разнообразных углеводородных соединений, таких как соединения для различных топлив, и уровень контроля при получении одного или нескольких конкретных типов углеводородных топлив, который не обнаруживается в доступных в настоящее время способах получения синтетических топлив. Эти и другие цели, особенности и преимущества настоящего изобретения станут более понятными при чтении следующего далее описания в сочетании с прилагаемыми фигурами.
Краткое описание чертежей
Фиг.1-4 иллюстрируют в общем виде общие системы по настоящему изобретению в соответствии с предпочтительными вариантами осуществления.
Фиг.5-6 иллюстрируют предпочтительные варианты осуществления настоящего изобретения, включающие в себя системы на фиг.1-4.
Фиг.7 показывает различные конфигурации распределительных линий для энергии по настоящему изобретению.
Фиг.8 показывает принцип работы узла реактора RWGS (реактора конверсии водяного пара) в соответствии с предпочтительным вариантом осуществления настоящего изобретения.
Фиг.9 иллюстрирует трехступенчатый реактор RWGS с рециклированием двуокиси углерода в соответствии с предпочтительным вариантом осуществления настоящего изобретения.
Фиг.10 показывает реактор RWGS с нагревателем в соответствии с предпочтительным вариантом осуществления настоящего изобретения.
Фиг.11 показывает принцип работы узла реактора ФТ в соответствии с предпочтительным вариантом осуществления настоящего изобретения.
Фиг.12 показывает двухступенчатый реактор ФТ в соответствии с предпочтительным вариантом осуществления настоящего изобретения.
Фиг.13 иллюстрирует реактор ФТ с водяным холодильником в соответствии с предпочтительным вариантом осуществления настоящего изобретения.
Фиг.14 показывает часть водородной установки по настоящему изобретению, ячейки электролизеров, в соответствии с предпочтительным вариантом осуществления.
Фиг.15 иллюстрирует пример подачи электрической энергии в электролизер по настоящему изобретению в соответствии с предпочтительным вариантом осуществления.
Фиг.16 иллюстрирует различные системы обмоток трансформаторов со сдвигом фазы.
Фиг.17 представляет собой график напряжения электролизера в соответствии с предпочтительным вариантом осуществления настоящего изобретения.
Фиг.18 показывает систему дополнительной переработки топлива в соответствии с предпочтительным вариантом осуществления настоящего изобретения.
Фиг.19 иллюстрирует систему сгорания в соответствии с предпочтительным вариантом осуществления настоящего изобретения.
Фиг.20 иллюстрирует блок-схему энергетически эффективного электромеханического способа разделения газов.
Фиг.21 показывает адиабатические машины в соответствии с предпочтительным вариантом осуществления настоящего изобретения.
Фиг.22 показывает устройства для изотермического изменения давления газовой смеси в соответствии с предпочтительным вариантом осуществления настоящего изобретения.
Фиг.23 иллюстрирует комбинацию конденсора и испарителя в соответствии с предпочтительным вариантом осуществления настоящего изобретения.
Фиг.24 иллюстрирует линии распределения и рециклирования электрической энергии в соответствии с предпочтительным вариантом осуществления настоящего изобретения.
Фиг.25-26 иллюстрируют линии распределения и рециклирования тепла в соответствии с предпочтительным вариантом осуществления настоящего изобретения.
Фиг.27 показывает контур охлаждения для реакторов ФТ в соответствии с предпочтительным вариантом осуществления настоящего изобретения.
Фиг.28 показывает введение водяного пара/воды в электролизер в соответствии с предпочтительным вариантом осуществления настоящего изобретения.
Фиг.29 показывает контроль главного контура узла RWGS в соответствии с предпочтительным вариантом осуществления настоящего изобретения.
Фиг.30 показывает контроль главного контура узла ФТ в соответствии с предпочтительным вариантом осуществления настоящего изобретения.
Фиг.31 показывает контроль подачи водорода узла RWGS в соответствии с предпочтительным вариантом осуществления настоящего изобретения.
Фиг.32 показывает контроль подачи водорода узла ФТ в соответствии с предпочтительным вариантом осуществления настоящего изобретения.
Подробное описание
Настоящее изобретение включает в себя системы, способы и композиции для получения углеводородных соединений. Полное сгорание углеводородных топлив, подобных углю, природному газу, жидкому нефтяному газу, этанолу, метанолу, бензину, керосину, дизельному топливу и других известных топлив, приводит, прежде всего, к получению двух основных веществ - двуокиси углерода и воды. При сгорании таких топлив главная реакция является следующей:
CnH2n+2+(n+(2n+2)/2)·O2→ энергия сгорания (полная теплота сгорания)+n·СО2+(2n+2)/2·H2O (вода). (1)
Например, для среднего значения n=10, производится на 10% больше молей воды, чем двуокиси углерода. Используемое количество молей кислорода равно сумме одного моля для окисления углерода и половине моля плюс 10% для окисления водорода, всего 1,55 моля. Как здесь используется, "полная теплота сгорания" (HHV) представляет собой количество тепла, производимого посредством полного сгорания единичного количества топлива, когда все продукты горения охлаждаются до температуры перед сгоранием, и пары воды, образующейся во время горения, конденсируются.
В настоящем изобретении, описываемом здесь, продукты горения, оксиды углерода и водород рекомбинируют в углеводородных соединениях, таких как топлива для транспортных средств, включая, но, не ограничиваясь этим, дизельное топливо и бензин. Также является возможной их рекомбинация в виде других соединений и композиций, таких как природный газ или сжиженный нефтяной газ. Как здесь используется, углеводородные соединения включают в себя углеводородные соединения, которые могут использоваться в качестве источника энергии, такие как топлива.
Углеводородные соединения могут быть получены с использованием способа Фишера-Тропша. В этой части этого способа и системы, моноокись углерода (СО) и водород в идеале взаимодействуют следующим образом:
Figure 00000001
где (-СН2-) представляет собой структурный элемент для полимеризации в виде более длинных углеродных цепей. Первичные продукты этой полимеризации представляют собой линейные парафины, СnН2n, плюс два атома водорода для завершения любой цепи на концах. В этой реакции, одна молекула водорода используется для образования углеводородов, плюс приблизительно 10% для завершения цепей на концах, а другая молекула водорода используется для восстановления моноокиси углерода до углерода.
Имеются разнообразные способы получения моноокиси углерода из двуокиси углерода. Один из способов для этого представляет собой химический процесс, называемый реакцией обратной конверсии водяного пара (RWGS). Эта реакция представляет собой следующее:
Figure 00000002
В этой реакции молекула водорода необходима для восстановления двуокиси углерода до моноокиси углерода.
Для реакций, показанных здесь, для получения углеводородных соединений используется отношение 1,1+1+1=3,1 молей водорода на один моль двуокиси углерода. Если вода должна служить в качестве источника водорода, вычисления могут быть следующими:
Figure 00000003
В идеальной ситуации, высвобождаемое количество кислорода представляет собой такое же количество, как потребляется при горении, тем самым завершая процесс рециклирования. В способах и системах, рассматриваемых здесь, вся используемая вода или ее часть может также поступать из внешних источников. Разнообразные способы могут использоваться для получения водорода из воды, например электролиз воды может использоваться для производства водорода, для производства водорода может использоваться фотосинтез, также как и нагрев воды для производства водорода. В предпочтительном варианте осуществления выбирается электролиз воды, хотя и другие способы получения водорода известны специалистам в данной области и могут рассматриваться в настоящем изобретении.
Один из аспектов настоящего изобретения включает в себя системы и способы, предпочтительно включающие в себя электролизер, реактор обратной конверсии водяного пара и реактор Фишера-Тропша для получения углеводородных соединений. Настоящее изобретение включает в себя способы и системы для получения углеводородных соединений, включающие в себя конверсию, по меньшей мере, части одного из видов оксида углерода, включая, но, не ограничиваясь этим, моноокись углерода, в одно или несколько углеводородных соединений посредством способа Фишера-Тропша в присутствии, по меньшей мере, части потока водорода и перенос, по меньшей мере, части избыточной тепловой энергии из способа Фишера-Тропша на одну из других стадий способа, в способе, требующем энергии, или в одну из других установок в системе, например, в электролизер или реактор обратной конверсии водяного пара.
Электролизер может использоваться для разделения воды на поток газообразного водорода и поток газообразного кислорода.
Способ может дополнительно включать в себя конверсию различных видов оксидов углерода, включая двуокись углерода. Эта стадия конверсии одного или нескольких видов оксидов углерода может включать в себя конверсию двуокиси углерода в способе обратной конверсии водяного пара (RWGS). Конверсия CO2 имеет место в присутствии водорода, и водород может обеспечиваться, по меньшей мере, частью водорода из потока водорода из электролизера. Превращение двуокиси углерода в моноокись углерода может осуществляться посредством любых способов, известных специалистам в данной области, и такие способы предусматриваются настоящим изобретением.
Поток моноокиси углерода для настоящего изобретения может обеспечиваться из любого источника, например, источник может представлять собой поток моноокиси углерода из отдельного источника, извне настоящего изобретения. Второй источник моноокиси углерода осуществляется как часть потока эффлюента из необязательного процесса реакции конверсии двуокиси углерода, среди других видов, в моноокись углерода. Поток двуокиси углерода для этого процесса может поступать из источника, такого как отходы двуокиси углерода из источника вне настоящего изобретения.
Эффлюент из способа Фишера-Тропша может подвергаться воздействию способа повышения качества, улучшая спектр углеводородов в желаемых углеводородных композициях, таких как различные жидкие топлива. Как здесь используется, "повышение качества", "дополнительная переработка" и "рафинирование" или "улучшать качество" "дополнительно перерабатывать" и "рафинировать" используются взаимозаменяемо и означают разделение, выделение, очистку или дифференциацию некоторым образом по химическим или физическим характеристикам различных углеводородных соединений, присутствующих в результате реакции синтеза в реакторе Фишера-Тропша, например, фракционирование и конверсию соединений в полезные продукты или исходные материалы для других способов. Примеры процессов конверсии включают в себя, но, не ограничиваясь этим, олигомеризацию, гидрокрекинг, изомеризацию, ароматизацию, гидрирование, гидроизомеризацию и алкилирование.
Как здесь используется, "С3 соединение" означает соединение, имеющее три атома углерода. Например, пропан должен представлять собой С3 углеводородное соединение.
Как здесь используется, "С4 соединение" означает соединение, имеющее четыре атома углерода. Например, бутан должен представлять собой С4 углеводородное соединение.
Как здесь используется, "С5+ соединение" означает соединение, имеющее пять или более атомов углерода. Например, гексан, октан и такие соединения, как бензол, должны представлять собой С5+углеводородное соединение.
В одном из вариантов осуществления настоящего изобретения описываются системы и способы для получения углеводородных соединений из продуктов горения топлив (оксидов углерода), и он включает в себя подачу некоторого количества электричества, такого как электричество от ядерного реактора, в установку с использованием части от этого количества электричества для получения потока водорода из воды; и взаимодействие, по меньшей мере, части продуктов горения топлива, двуокиси углерода и моноокиси углерода в присутствии, по меньшей мере, части водорода из потока водорода для получения углеводородных соединений, где использование электрической энергии сводится к минимуму посредством рециклирования энергии, потребляемой и высвобождаемой в различных процессах.
В предпочтительном варианте осуществления, способы и системы по настоящему изобретению преобразовывают электрическую энергию на входе в высшую теплоту сгорания энергии сгорания углеводородных соединений на выходе в при отношении пределах между 1,4 и 1,1, когда в качестве окиси углерода в способах и системах используется двуокись углерода, и оно находится в пределах между 0,64 и 0,84, когда моноокись углерода представляет собой окись углерода, или в способах и системах без конверсии двуокиси углерода в моноокись углерода.
В одном из вариантов осуществления настоящего изобретения, электричество используют для конверсии двуокиси углерода и/или моноокиси углерода и воды в углеводородные соединения, содержащие углерод и водород, где электролизер для воды используется для подачи водорода в процесс конверсии. Двуокись углерода может подаваться в процесс извне и преобразовываться в моноокись углерода для дальнейшего использования в способах и системах по настоящему изобретению. Моноокись углерода может также подаваться в процесс извне, а также может подаваться смесь оксидов углерода.
Системы, способы и установки по настоящему изобретению могут включать в себя ряд подсистем, каждая из них увеличивает общую эффективность и производительность способа в целом, системы или установки. Например, настоящее изобретение может включать в себя источник электрической энергии, электролизер, реактор RWGS, реактор ФТ и установку для дополнительной переработки.
В одном из вариантов осуществления настоящего изобретения, имеется источник электрической энергии, генерируемой от тепла ядерного реактора. Один из примеров представляет собой быстрый бридерный реактор. Этот реактор может заполняться один раз переработанными ядерными отходами, а затем его активная зона может перерабатываться на перерабатывающей установке. Это дает преимущество увеличения выхода энергии от мировых запасов урана примерно в 25 раз или около того. При типичных интервалах переработки в пять лет имеется достаточно начального топлива для питания настоящего изобретения до конца физической полезной жизни установок. Альтернативно, энергия может обеспечиваться посредством термического преобразования отходов ядерного реактора, термохимического способа или других источников, включая электричество, не использующее ископаемых топлив, такое как гидроэлектростанции, солнечную энергию, океанские волны, ветер, приливы или течения и сочетания любых этих источников.
Электрическая энергия может использоваться для электролиза воды, с получением водорода и кислорода. В некоторых вариантах осуществления электролизер может потребовать достаточного количества тепла для работы. Это тепло вместе с водой для работы может подаваться посредством водяного пара, генерируемого где-либо в установке.
Хотя водород может производиться обычным электролизом воды с использованием электродов, могут использоваться и другие способы, включая термолиз воды (например, при использовании избыточного тепла от ядерных реакторов), термохимические процессы и сочетания этих способов. Кислород, получаемый в электролизере, может направляться для использований вне установки.
Способ электролиза воды для получения водорода предпочтительно включает в себя электролизер, имеющий биполярные электроды и среднюю рабочую температуру ячейки более 100°С или более 130°С, где внутренние давления в ячейке составляют более 10 бар или более 20 бар. Другие варианты осуществления включают в себя плотность электрического тока более 3000 А/м2, использование пакета ячеек с напряжениями более 60 В и/или использование выпрямителей переменного тока, с пульсацией выходного напряжения, меньшей, чем 3%.
В установке имеются многочисленные применения для водорода, получаемого в электролизере. Среди них, водород и двуокись углерода могут использоваться вместе в реакторе RWGS для получения синтетического газа, смеси моноокиси углерода и водорода.
Источник двуокиси углерода для настоящего способа представляет собой установку, выбрасывающую оксиды углерода, такие как двуокись углерода или моноокись углерода, в качестве побочного продукта, в особенности, установку, которая должна сократить свои выбросы оксидов углерода. Примеры таких установок включают в себя доменную печь, используемую для производства стали, и электростанции на ископаемом топливе, использующие уголь или газ для получения электричества. Двуокись углерода, моноокись углерода или оксиды углерода, или их смесь могут обеспечиваться с помощью любого способа, включая, но, не ограничиваясь этим, внешнюю подачу из любого источника.
Способ конверсии двуокиси углерода в моноокись углерода осуществляется посредством использования реактора RWGS. Один из аспектов настоящего изобретения включает в себя способы и системы, где двуокись углерода и водород подаются в реактор RWGS и имеется по существу полная конверсия двуокиси углерода в моноокись углерода, например, более чем 70% конверсия, более предпочтительно, более чем 80%, и еще более предпочтительно, более чем на 90%. Выходной поток или поток эффлюента из реактора RWGS содержит моноокись углерода и водород при отношении Н2/СО в пределах от нуля до трех. Кроме того, включаются средства для отделения части двуокиси углерода на выходе и рециклирования двуокиси углерода на вход. Другие предпочтительные варианты осуществления могут включать в себя то, что рабочая температура находится в пределах 350-500°С, что предусматривает отделение водяного пара посредством конденсации и что последовательно могут соединяться в ряд более одного реактора. Один из вариантов осуществления может включать в себя промежуточное разделение водяного пара между соединенными последовательно реакторами RWGS.
В качестве побочного продукта работы реактора RWGS получается вода, которая может использоваться как исходные материалы для электролизера.
Эффлюент синтетического газа, который представляет собой, как правило, смесь моноокиси углерода и водорода и некоторое количество остаточной двуокиси углерода, вводится из реактора RWGS в реактор ФТ. Дополнительный водород может добавляться к синтетическому газу или к моноокиси углерода, как требуется для желаемого выхода продуктов из реактора ФТ. Является также возможным использование моноокиси углерода, такого как отходы моноокиси углерода из существующих промышленных процессов, и объединение этой моноокиси углерода с водородом, вместо потока синтетического газа, производимого реактором RWGS или в дополнение к нему. Аспекты установки по настоящему изобретению включают в себя способы, которые используют моноокись углерода без необходимости в промежуточной стадии конверсии двуокиси углерода в моноокись углерода, тем самым обходя способ RWGS.
Установка ФТ по настоящему изобретению, которая может содержать более одного реактора ФТ, прежде всего, обеспечивает конверсию моноокиси углерода и водорода в углеводородные соединения, при долях, которые являются желательными, например, конверсию более 70%, более предпочтительно, более 80%, а еще более предпочтительно, более 90%. В настоящем изобретении, способы и системы предусматривают, что удаление тепла реакции происходит при по существу изотермических условиях. В дополнение к этому, подача водорода контролируется, например, для минимального производства метана и этана. Другие варианты осуществления включают в себя то, что предусматривается разделение на выходе водяного пара и газообразных углеводородов с использованием конденсации, вызываемой изменением как температуры, так и давления, и что более одного реактора ФТ могут соединяться последовательно или в ряд, или имеется более одного реактора, работающих при различных по существу температурах и соответствующих рабочих условиях.
Катализатор для реакции ФТ может представлять собой металл, такой как железо, кобальт, никель и их сочетания; оксид металла, такой как оксид железа, оксид кобальта, оксид никеля, оксид рутения и их сочетания; материал типа носителя, такой как оксид алюминия или цеолиты; металлы на носителях, смешанные металлы, оксиды металлов, смешанные оксиды металлов и сочетания этих катализаторов, и другие катализаторы, известные специалистам в данной области.
Главным продуктом на выходе реактора ФТ является смесь углеводородных соединений с побочным продуктом воды, который может иметь разнообразные применения, например, вводиться в электролизер. Реакция ФТ является сильно экзотермической и тепло может использоваться разнообразными способами. Например, по меньшей мере, часть тепла может удаляться с помощью потока воды, который преобразуется в водяной пар, при том, что водяной пар затем вводится в электролизер, если это потребуется.
Смесь углеводородных соединений, покидающая реактор ФТ, может вводиться в установку для дополнительной обработки, которая может быть сходной с существующими установками для переработки углеводородного топлива или быть во многих смыслах более простой, поскольку не требуется удаления соединений серы или азота. Некоторое количество соединений водорода может использоваться в этом способе дополнительной обработки, рафинирования, с получением композиций, содержащих горючие соединения. Такие композиции могут использоваться в качестве топлива.
При дополнительной обработке создаются топливные композиции для транспортных средств желаемого качества, которые могут включать в себя высокооктановый бензин и дизельное топливо, с композицией, уменьшающей или даже устраняющей необходимость в дополнительной обработке в моторных топливах. Топливные композиции, получаемые от настоящего способа, устраняют многие из недостатков, присущих переработке сырой нефти, то есть эти композиции не имеют содержания серы, ни содержания азота и содержания ароматических соединений. Однако они имеют высокие объемные и удельные плотности энергии, превосходную стойкость к процессам термического окисления, являются пожаробезопасными (то есть, их трудно зажечь) и имеют хорошие свойства при низких температурах.
Настоящая система дополнительно предусматривает способы, использующие сепараторы для разделения газов в газовой смеси, например, в новой и составляющей предмет изобретения комбинации теплообменников и компрессоров/детандеров. Системы могут включать в себя использование компрессоров или детандеров с нагревом или охлаждением газовых смесей до необходимого состояния, для конденсации выбранного газа в смеси, где детандеры и компрессоры используются для кондиционирования газовых смесей до желаемых температур. Системы могут использовать теплообменники для конденсации или испарения выбранного газа, с конверсией фаз охлаждаемой текучей среды до ее паров, или водяного пара, по необходимости. Другие варианты осуществления включают в себя способы, включающие в себя конверсию фаз рабочей текучей среды, которая используется для нагрева или охлаждения, вместе либо с компрессией, либо с расширением газов. Тепловые машины, например, тепловые насосы, использующие компрессор, могут использоваться для перемещения тепла из низкотемпературной области в высокотемпературную область и могут использоваться теплоудалители, использующие детандер-генератор (генерирование электрической энергии).
Настоящее изобретение предусматривает энергетически эффективные системы, которые используют энергию, такую как электрическая энергия, для конверсии оксидов углерода, включая двуокись углерода и моноокись углерода, и воды в углеводородные топлива в промышленном масштабе. Система по настоящему изобретению также включает в себя использование остаточного внутреннего тепла для генерирования электричества, это электричество используется для конверсии двуокиси углерода, моноокиси углерода и воды в углеводородные топлива. Система может также включать в себя компрессоры и детандеры, используемые для кондиционирования и для разделения компонентов газовой смеси.
Настоящее изобретение, кроме того, включает в себя одну или несколько подсистем, включающих в себя перенос тепла или водяного пара между компонентами системы, включая перенос тепла из реактора (реакторов) ФТ в электролизер, либо непосредственно, либо посредством преобразования в электрическую энергию, вводя водяной пар реакции из реактора (реакторов) ФТ для конденсации в электролизер, перенося тепло из реактора (реакторов) ФТ для использования в системе потребителями тепла, посредством использования способов теплообмена, перенося тепло из реактора (реакторов) ФТ в реакторы RWGS вместе с соответствующей переработкой газа на входе/выходе, нагревая воду реакции из реакторов RWGS и/или ФТ для использования в электролизере и подавая тепло для конверсии фаз газ-жидкость для охлаждения и нагрева технологических газов и жидкостей.
Настоящее изобретение также включает в себя использование газовых детандеров с электрическими генераторами и газовых компрессоров с электрическими моторами для приема и введения электрической энергии, то есть рециклирования, для сокращения по существу общего использования энергии в установке.
Настоящее изобретение, как показано на фиг.1, включает в себя, в основном, способ по настоящему изобретению 100, который представляет собой способ конверсии одного или нескольких видов оксидов углерода в углеводородные топлива F с использованием электричества в качестве подводимой энергии Е. Топлива на выходе F могут включать в себя, например, бензин, дизельное топливо и авиационный керосин. Фиг.1-4 иллюстрируют общие системы высокого уровня по настоящему изобретению 100, каждая из которых воплощает свою собственную новизну и стадию изобретения, как описано ниже, а все вместе образуют предпочтительный способ по настоящему изобретению 100, как показано на фиг.5 и 6.
Хотя получение углеводородных топлив из угля и газа является известным, использование электричества для приведения в действие конверсии ранее исключалось. Промышленность воздерживалась от разработки способов получения топлив из оксидов углерода с использованием электричества, просто потому, что коэффициенты полезного действия были слишком низкими для оправдания затрат. И еще, коэффициент полезного действия по настоящему изобретению больше чем 60%, то есть отношение высшей теплоты сгорания топлив F к количеству электричества Е, необходимому для приведения в действие преобразования (преобразований), больше чем 60%, а более предпочтительно, больше чем 80%. В обратном отношении, это означает, что количество электрической энергии приблизительно в 1,7 раза (1/60%) ниже, чем полная теплота сгорания топлива F, а более предпочтительно, более чем в 1,25 раза ниже.
На еще одном виде высокого уровня настоящего изобретения 100, как показано на фиг.2, настоящий способ включает в себя стадию подвода энергии 200, обеспечивающую энергию для способа, стадию конверсии 300, преобразующую один или несколько видов оксидов углерода в топливо F, и стадию подвода водорода 400, обеспечивающую водород для эффективного осуществления конверсии 300 оксидов углерода в топливо F.
Если обратиться к стадии конверсии 300, преобразующей оксид углерода в топливо F, как показано на фиг.3, она может включать в себя, по меньшей мере, две подсистемы, одну стадию конверсии моноокиси углерода 320 для конверсии моноокиси углерода в топливо F и вторую стадию конверсии двуокиси углерода 360, но способ по настоящему изобретению 100 будет представлен с использованием двуокиси углерода. Стадия конверсии 360 преобразует двуокись углерода в моноокись углерода, а затем вводит моноокись углерода в стадию конверсии моноокиси углерода 320. Альтернативно, или в сочетании с моноокисью углерода из стадии конверсии 360, моноокись углерода может вводиться на стадию конверсии 320 извне системы по настоящему изобретению 100, например, из потока отходов моноокиси углерода установки, или смесь СО2 и СО может вводиться на стадию 360 для конверсии CO2 в СО.
Обе стадии конверсии 320, 360 используют, по меньшей мере, часть водорода из водорода на входе стадии 400 для осуществления соответствующих превращений. В одном из предпочтительных вариантов осуществления, настоящее изобретение 100 представлено с помощью как двуокиси углерода, так и моноокиси углерода, и таким образом, способ по настоящему изобретению 100 использует обе стадии конверсии 320, 360.
На фиг.4 показана промежуточная стадия 500, расположенная между выходом стадии конверсии 300, преобразующей оксид углерода, и конечными продуктами топлив F. Как правило, продукт на выходе стадии конверсии 300 представляет собой некоторый спектр углеводородных соединений НС, из которых только некоторые могут использоваться в топливах. Таким образом, предусматривается стадия дополнительной обработки 500 для повышения их качества до желаемой композиции, например, топлив F.
Предпочтительные варианты осуществления различных подсистем по настоящему изобретению 100 показаны на фиг.5 и 6, и включают в себя способ рециклирования и установку для производства углеводородных топлив из продуктов сгорания углеводородного топлива. Настоящее изобретение включает в себя стадию подвода энергии 200, обеспечивающую энергию для способа, включающую в себя генерирование электричества с использованием ядерных реакторов 210, предпочтительно, с использованием быстрых бридерных реакторов, потребляющих существующие ядерные отходы. Реактор 210 может загружаться один раз переработанными ядерными отходами, а затем его активная зона может повторно перерабатываться, например, на установке повторной переработки 220, для продления получения энергии из мировых запасов урана, примерно в 25 раз или более. Как будет понятно специалистам в данной области, при типичных интервалах повторной переработки в пять лет, имеется достаточно начального топлива для питания настоящего изобретения до конца его полезной жизни.
Электричество подводится на стадии ввода водорода 400, которая может включать в себя электролиз воды в электролизере 410 с образованием потоков водорода и кислорода. Тепло, также называемое тепловой энергией, из других подсистем способа по настоящему изобретению 100 может подаваться на эту стадию для повышения эффективности. Оно может подаваться либо непосредственно для нагрева воды, когда это необходимо, либо посредством преобразования в электричество для осуществления электролиза. Некоторые известные типы электролизеров 410 могут требовать некоторого количества тепла для работы. Это тепло вместе с водой для работы электролизера предпочтительно подается, прежде всего, посредством водяного пара, генерируемого где-то в системе по настоящему изобретению 100. Имеются многочисленные применения водорода, производимого в электролизере 410 в системе, хотя является предпочтительным, чтобы большая часть получаемого кислорода, если не весь, поступала для осуществления применений для генерирования вне системы по настоящему изобретению 100.
По меньшей мере, часть водорода вводится в стадию конверсии 300, которая, если система по настоящему изобретению 100 имеет дело как с моноокисью углерода, так и с двуокисью углерода представляет собой двухстадийный способ. В первом способе, используется стадия конверсии двуокиси углерода 360, включая способ конверсии водяного пара, а именно реактор обратной конверсии водяного пара (RWGS) 362, для объединения водорода и двуокиси углерода, с получением синтетического газа, смеси моноокиси углерода и водорода. В качестве побочного продукта работы реактора RWGS производится водяной пар, который вводится в электролизер 410.
Источник двуокиси углерода для стадии конверсии 360 может представлять собой установку, выделяющую двуокись углерода в качестве побочного продукта, в частности, установку, для которой необходимо уменьшить выбросы двуокиси углерода. Главные примеры таких установок представляют собой доменные печи, используемые для производства стали, и тепловые электростанции на ископаемом топливе, использующие уголь или газ для производства электричества.
Двуокись углерода может поступать в смеси с моноокисью углерода. Эта смесь может либо разделяться на двуокись углерода и моноокись углерода, либо перерабатываться как смесь в реакторе 362, завершающем конверсию двуокиси углерода в моноокись углерода.
Затем синтетический газ вводится на стадию конверсии моноокиси углерода 320, включающую в себя способ Фишера-Тропша, для объединения моноокиси углерода и водорода, с получением некоторого спектра углеводородов на основе радикала с двойной связью. Стадия конверсии моноокиси углерода 320 может включать в себя реактор Фишера-Тропша (ФТ) 322. Хотя реактор ФТ 322 может использовать синтетический газ из стадии 360, также является возможным использование отходов моноокиси углерода от существующих промышленных процессов и объединение этих отходов моноокиси углерода с водородом, вместо синтетического газа, получаемого посредством реактора RWGS 362, или в дополнение к нему. Как известно, имеется ряд процессов, которые производят моноокись углерода как отходы, в частности, в сочетании с двуокисью углерода.
В одном из предпочтительных вариантов осуществления настоящей системы по настоящему изобретению 100, перерабатывается только моноокись углерода, (без двуокиси углерода), и это фактически устраняет необходимость в способе RWGS 360. Система по настоящему изобретению 100 может также использовать смесь двуокиси углерода и моноокиси углерода как отходов от промышленных процессов, подавая такую смесь. Дополнительный водород может добавляться к синтетическому газу на выходе стадии 360 и/или к моноокиси углерода на входе стадии 320, по потребности, для регулировки композиции желаемого выходного продукта реактора ФТ 322.
Главный выходной продукт реактора ФТ 322 представляет собой смесь углеводородных соединений на основе радикала -(СН2)-, и побочный продукт представляет собой воду, которая предпочтительно вводится в электролизер 410. Реакция ФТ является сильно экзотермической, так что тепло удаляется, по меньшей мере, посредством подачи воды, которая преобразуется в водяной пар, который может использоваться непосредственно или опосредованно в качестве источника энергии для электролизера 410.
Углеводородные соединения на выходе из реактора ФТ могут характеризоваться как некоторый вид сырой нефти в том, что углеводородные соединения, подобно сырой нефти, могут перерабатываться с использованием известных технологий, с получением топливных соединений. Таким образом, углеводороды подвергаются повышению качества или перерабатываются на стадии 500, включающей в себя стадию дополнительной переработки топлива, с получением желаемых композиций топлив F. Стадия 500 может включать в себя установку для дополнительной переработки (повышения качества) 510, которая является сходной, но, как правило, более простой, с меньшим количеством необходимых стадий переработки, чем существующие установки для переработки сырой нефти. Такие технологи переработки известны специалистам в данной области. Опять же, некоторое количество водорода из стадии 400 может использоваться в этом способе переработки 500.
Настоящее изобретение использует множество распределительных линий для энергии, контуры рециклирования/обратной связи для газовых потоков и средства обмена тепла и электричества внутри способа. Общие результаты различных усовершенствований в каждой из подсистем по настоящему изобретению 100 и в эффективности всей системы, создают систему, где предпочтительно, по меньшей мере, 60% энергии, вводимой в способ (например, от электричества, генерируемого посредством ядерной электростанции), в конечном счете содержится в высшей теплоте сгорания от горения получаемых на выходе топлив F.
Система по настоящему изобретению 100 производит полезные побочные продукты, поскольку ее выходными продуктами являются топлива и кислород. В дополнение к этому, система по настоящему изобретению 100 обеспечивает критические внешние свойства тем, что она уменьшает количество двуокиси углерода. Двуокись углерода представляет собой тепличный газ, который, поскольку он является главной причиной глобального потепления, является объектом множества международных договоров, таких как Киотский протокол, и национальных и региональных законодательных актов.
Как описано, конечные выходные продукты этого способа рециклирования по настоящему изобретению 100 представляют собой множество желаемых топлив для транспортных средств, которые могут включать в себя высокооктановый бензин, не содержащий серы, и дизельное топливо, не содержащее серы, с композицией, уменьшающей или даже исключающей необходимость в дополнительной обработке в моторных топливах. Одним из преимуществ этой системы по настоящему изобретению 100 является ее способность к производству различных топлив на основе углеводородных соединений. Другое преимущество представляет собой уровень контроля, доступный для операторов установки, с целью изменения отношения производимых углеводородных соединений посредством установления конкретных параметров способов и системы, например, отношения моноокиси углерода и водорода, вводимых в конкретные реакторы ФТ. Варьируя количества синтетического газа, вводимого в различные типы реакторов ФТ, является возможным получение различных выходных отношений дизельного топлива, бензина, авиационного керосина и других топлив из общего количества синтетического газа на входе.
Система по настоящему изобретению 100 описывается более подробно ниже, включая предпочтительные варианты осуществления различных подсистем настоящего изобретения.
Распределительные линии для энергии
Система по настоящему изобретению 100 включает в себя несколько распределительных линий для энергии с двумя различными типами энергетических линий - электрических и тепловых. Примеры распределительных линий для энергии, используемых настоящей системой, показаны на фиг.7. Используется, по меньшей мере, одна распределительная линия для электрической энергии (EDL). Например, одна из EDL представляет собой обычную распределительную линию для электрической энергии, трехфазного переменного тока, работающую при обычном напряжении между фазами в диапазоне 10-50 кВ, в диапазоне, используемом в повсеместно используемых генераторах электрической энергии. Однако могут использоваться и другие напряжения, как диктуется конкретными потребностями, как было бы понятно всем специалистам в данной области.
Многочисленные генераторы и моторы соединяются с EDL в этой системе. Генераторы предпочтительно являются генераторами синхронного типа, обычно контролируемыми для согласования частоты, фазы и амплитуд напряжения, так что они могут все подключаться к EDL параллельно. Этот тип контроля используется при существующем управлении электрическими силовыми сетями. Моторы предпочтительно являются моторами синхронного типа для контролируемости и для реализации более высокой эффективности, но могут использоваться и другие типы моторов.
В предпочтительной системе по настоящему изобретению 100 имеются другие распределительные линии для энергии, распределяющие тепло или тепловую энергию (в противоположность электрической энергии) по установке. Распределительные линии для тепла (HDL) в этой системе могут принимать тепло из источников тепла и доставлять тепло к потребителям тепла.
Конверсия фаз рабочей текучей среды используется в распределительных линиях для тепла. Каждая линия использует два резервуара - один для жидкости, а другой для паров этой жидкости, оба они находятся вблизи температуры и давления кипения этой рабочей текучей среды. Когда необходимо поступление тепла, пары отбираются из одной половины линии, конденсируются и доставляются в жидкую половину линии. Тепло конденсации высвобождается для потребителя тепла. Когда имеется необходимость в отборе тепла, тогда жидкость отбирается, испаряется и доставляется в виде паров на паровую половину линии. Внешнее тепло потребляется посредством испарения рабочей текучей среды.
В предпочтительном варианте осуществления имеются пять различных температур для каждой из пяти распределительных линий для тепла.
Первая HDL предпочтительно находится при рабочей температуре реактора RWGS 362, предпочтительно, в пределах 280-800°С. В предпочтительном варианте осуществления, рабочая температура реактора RWGS 362 приблизительно равна 400°С. При этой температуре является предпочтительным использование этиленгликоля в качестве рабочей текучей среды или другой текучей среды со сходной теплотой испарения и сходным давлением кипения при 400°С. Эта первая HDL используется, по меньшей мере, для нагрева поступающих газов в реакторе RWGS и для доставки тепла в сам этот реактор, поскольку реакция RWGS является эндотермической. В дальнейшем описании здесь, эта первая HDL будет иногда упоминаться, в связи с этой линией, как "RWGS-линия", с обозначением ее паровой части "V", а ее жидкой части "L".
Вторая HDL предпочтительно находится при рабочей температуре реактора ФТ 322, предпочтительно, в пределах 180-350°С. Является предпочтительным, чтобы рабочая текучая среда этой второй HDL представляла собой воду, как используется в угольных и ядерных электростанциях. Является также возможным использование отдельного контура охлаждения для реактора ФТ, работающего при более высоких температурах, с использованием других рабочих текучих сред, например, этиленгликоля, и обмен некоторой части или всего его тепла в этой второй HDL. В дальнейшем описании здесь, эта третья HDL будет иногда упоминаться, в связи с этой линией, как "ФТ-линия", с обозначением ее паровой части "S", а ее водяной части "W".
Третья HDL находится при температуре воды в электролизере 410. Например, она может находиться в пределах в 100-150°С, предпочтительно, в пределах 130-140°С. Главной целью этой третьей HDL является питание электролизера 410 водой и/или водяным паром. Эта третья HDL предпочтительно использует воду в качестве рабочей текучей среды. В дальнейшем описании здесь, эта третья HDL будет иногда упоминаться, в связи с этой линией, как "Е-линия", с обозначением ее паровой части "S", а ее водной части "W".
Четвертая HDL находится при температуре окружающей среды, при 25°С, в примере предпочтительного варианта осуществления настоящей системы, но может находиться при других температурах окружающей среды, при различных положениях и погодных условиях для этой системы. Рабочая текучая среда может представлять собой обычный хладагент, используемый при таких температурах окружающей среды. Первичное использование этой четвертой HDL представляет собой переработку поступающих и уходящих материалов. В дальнейшем описании здесь, эта четвертая HDL будет иногда упоминаться, в связи с этой линией, как "А-линия", с обозначением ее паровой части "V", и ее жидкой части "L".
Пятая HDL предпочтительно находится при рабочей температуре сепаратора для двуокиси углерода 372 на фиг.8, предпочтительно, в пределах от -50 до -55°С. При этой температуре является предпочтительным использование обычных хладагентов, подобных этилену. Эта пятая HDL используется для нагрева и охлаждения газов, протекающих в сепаратор для двуокиси углерода и из него. В дальнейшем описании здесь это линия будет иногда упоминаться как "С-линия", с обозначением ее паровой части "V", а ее жидкой части "L".
Дополнительным источником доступной тепловой энергии является избыточное тепло ядерной электростанции, которая может использоваться для преобразования его в электрическую энергию.
Балансирование распределительных линий для энергии
Распределительные линии для энергии должны быть сбалансированными, так что поступающая энергия должна быть равна уходящей энергии. Распределительные линии для электричества доставляют электрическую энергию для электролиза воды и многочисленных моторов, приводящих в действие компрессоры и закачивающие насосы. Они получают электрическую энергию от многочисленных газовых детандеров, приводящих в действие генераторы электрической энергии, включая детандеры, преобразующие тепловую энергию, высвобождаемую в реакторах ФТ или при сгорании остаточных газов. Оставшаяся часть электрической энергии доставляется посредством внешнего источника 210.
RWGS-линия предпочтительным образом балансируется тепловым насосом, доставляющим энергию из реакторов ФТ. В системе по настоящему изобретению 100 имеются применения тепловой энергии из этой линии посредством конверсии ее паров в жидкость.
В предпочтительном варианте осуществления, ФТ-линия балансируется посредством тепла, поступающего от охлаждения реакторов ФТ.
В предпочтительном варианте осуществления, Е-линия балансируется посредством тепла, поступающего от охлаждения реакторов ФТ.
В предпочтительном варианте осуществления, А-линия балансируется посредством доставки энергии в окружающую среду. Эта линия собирает избыточную тепловую энергию, не потребляемую способом или не преобразуемую в электричество. Первичное применение может заключаться в обогреве пространства, особенно, в холодную погоду, посредством конверсии в А-линии паров в жидкость. Если нет необходимости в этом тепле, тогда оно может рассеиваться в окружающей среде с использованием, например, обычного теплообменника.
Для экономичности конструкции, должна иметься типичная разница температур между температурой окружающей среды - воздуха или воды - и температурой этой линии. Рабочая температура (кипения) в этой линии может изменяться посредством регулировки давления.
В предпочтительном варианте осуществления, С-линия балансируется посредством теплового насоса, отбирающего избыточное тепло и доставляющего его в А-линию.
Подвод энергии
Стадия подвода энергии 200 предпочтительно включает в себя электростанцию 210, использующую тепло, генерируемое ядерным процессом. Хотя могут использоваться многие типы ядерных процессов, если не используется реактор быстрого бридерного типа, тогда установка требовала бы периодической поставки ядерного топлива.
Система по настоящему изобретению 100 не использует основного или избыточного тепла ядерного реактора деления, поскольку для генерирования электричества могут использоваться другие источники энергии. Например, эффективность системы по настоящему изобретению 100 и выходные требования могут достигаться не только посредством ядерной энергии, но также, например, посредством гидроэлектрических или ветряных генераторов, поскольку нет избыточного тепла, требуемого от внешнего источника энергии. Хотя они и не оптимальны, могут использоваться электростанции на ископаемом топливе. Конверсия оксидов углерода
Конверсия двуокиси углерода
Конверсия двуокиси углерода предпочтительно осуществляется способом RWGS 360. Как показано на фиг.8, предпочтительная система конверсии двуокиси углерода содержит реактор RWGS 362, который преобразует поступающую двуокись углерода в моноокись углерода с использованием водорода в качестве восстанавливающего агента.
Основная реакция является следующей:
Figure 00000004
Она представляет собой обратимую реакцию, и ее константа равновесия является низкой. По этой причине, в предпочтительном варианте осуществления настоящего изобретения, избыток поступающих газов как двуокиси углерода, так и водорода, используется для увеличения количества моноокиси углерода.
Количество водорода является достаточным как для (i) конверсии в воду внутри реактора, так и для (ii) получения желаемого уровня смеси Н2/СО (синтетического газа) для введения в реактор ФТ 322. В этом варианте осуществления, это отношение H2/СО примерно равно двум, так что количество молей водорода приблизительно в три раза превышает количество молей двуокиси углерода на входе. В зависимости от используемого катализатора ФТ, и другие значения Н2/СО при введении в реактор ФТ также являются приемлемыми.
Количество двуокиси углерода на входе в реактор 362 предпочтительно является достаточным для достижения полной конверсии поступающей двуокиси углерода при выбранной рабочей температуре реактора 362. Например, в одном из вариантов осуществления, способ RWGS 360 имеет рабочую температуру 400°С, и трехступенчатый реактор RWGS с промежуточным отделением водяного пара. При такой конструкции требуется приблизительно такое же количество двуокиси углерода на входе в реактор, как и обычно доступной поступающей двуокиси углерода, при условии, что отношение Н2/СО на выходе находится вблизи значения 2. Это дополнительное количество двуокиси углерода, таким образом, обеспечивается контуром рециклирования этого узла реактора, как показано на фиг.8. Эта дополнительная подача двуокиси углерода не потребляется в реакторе, но циркулирует через него для изменения условий равновесия, для настолько полной конверсии поступающей двуокиси углерода, насколько это возможно, или близко к тому. Два потока двуокиси углерода (свежего, а также рециклированного) могут смешиваться в обычном смесителе для газов 366 или вводиться с использованием отдельных сопел или распределителей соответствующей конструкции в реактор RWGS.
Количество двуокиси углерода в контуре рециклирования зависит от количества исходных материалов водорода, от рабочей температуры реакции RWGS и от количества соединенных последовательно реакторов с разделением водяного пара между ними. При более низком поступлении водорода или при более низких температурах, или при меньшем количестве реакторов, соединенных последовательно, имеется существенное большее количество двуокиси углерода в контуре рециклирования, и наоборот. Одно из преимуществ, когда имеется меньшее количество газа в контуре рециклирования, заключается в том, что имеются меньшие электрические и тепловые потери, необходимые для поддержания циркуляции и разделения газов.
Выходной поток реактора RWGS 362 сначала проходит через секцию конденсации водяного пара 368, а затем через сепаратор для двуокиси углерода 372. В одном из вариантов осуществления, секция конденсации водяного пара может содержать конденсор (теплообменник), а затем барабанный сепаратор. Конденсированная вода из сепаратора 368 может вводиться назад в электролизер. Выделенная двуокись углерода доставляется к смесителю для газов на входе 366. Непосредственный выходной продукт сепаратора для двуокиси углерода 372 представляет собой синтетический газ с отношением Н2/СО, приблизительно соответствующим тому, которое преимущественно требуется реактору ФТ 322 для эффективной конверсии, и остаточную двуокись углерода, если она имеется.
Имеются другие хорошо известные способы конверсии двуокиси углерода в моноокись углерода, которые могут использоваться в настоящем изобретении без изменения функционирования этого устройства.
Рабочее давление в реакторах может находиться в пределах 4-30 бар, 20-25 бар является предпочтительным, GHSV-STP (объемная часовая скорость газа при стандартных температуре и давлении) равна 1500-15000, предпочтительно, 5000-8000.
Водяной пар предпочтительно отделяется при температуре окружающей среды или вблизи нее, что приводит к высокому коэффициенту разделения.
Отделение двуокиси углерода от выходного продукта может осуществляться традиционными и современными способами. Преобладающие в настоящее время способы включают в себя разнообразные способы поглощения аминами, а также карбонатные способы, поглощение с изменением давления, адсорбцию и проникновение газа, среди прочего. В дополнение к этому, является возможным криогенное разделение посредством понижения температуры и повышения давления при соответствующих условиях переработки, так что только 15-35% двуокиси углерода может оставаться в синтетическом газе, как отношение к моноокиси углерода, моль/моль, например, при температуре от -50 до -55°С и давлении 50-100 бар.
С большей вероятностью, способы, использующие криогенику, способы, опосредуемые растворителями, такие как способ Райана-Холмса, или трехфазные способы, такие как CFZ (зона контролируемого замораживания), могут использоваться для дополнительного понижения содержания двуокиси углерода. Оставшаяся двуокись углерода будет циркулировать через предыдущие ступени или, еще лучше, преимущественно потребляться при определенных рабочих условиях в узле ФТ, а затем большая или меньшая ее часть будет возвращаться назад на вход этого узла. Кроме того, некоторые из этих способов могут использоваться последовательно, например, криогенное сжижение, для отделения большей части двуокиси углерода, затем либо CFZ, либо аминовое поглощение, для кондиционирования синтетического газа до желаемого уровня двуокиси углерода, на уровне 3-10%, измеряемого в моль/моль, по сравнению с моноокисью углерода. Перед сепаратором криогенного типа должны тщательно удаляться пары воды. Могут использоваться сушилки поглотительного типа, как повсеместно используется в криогенных способах.
Другая предпочтительная система конверсии двуокиси углерода показана на фиг.9 и содержит трехступенчатую RWGS. Как показано, имеются три секции сепаратора для пара, по одной после каждого реактора, а затем сепаратор для двуокиси углерода в конце способа.
Реакция RWGS в направлении образования моноокиси углерода является слабой и по этой причине требует удаления, по меньшей мере, одного реагента.
Для достижения конверсии, настолько близкого к 100%, насколько это возможно, система по настоящему изобретению 100 может использовать трехступенчатый реактор RWGS в сочетании с (i) удалением водяного пара на выходе из каждой ступени и (ii) увеличением молярной концентрации на входе.
Сначала молярная концентрация водород увеличивается до такого уровня, что полученный синтетический газ будет иметь большее, чем необходимое, отношение H2/CO для предыдущего реактора Фишера-Тропша 322. В одном из примеров, это отношение равно двум или более.
Чтобы соответствовать реакции RWGS, первый реактор RWGS 382 в настоящем варианте осуществления питается при молярном отношении 3:1, по отношению к молярному содержанию двуокиси углерода на входе 384. Один моль используется для восстановления двуокиси углерода до моноокиси углерода, а два моля остаются для эффлюента синтетического газа.
Затем увеличивается введение двуокиси углерода в первый реактор RWGS 382 посредством создания линии рециклирования 386 от выхода и его циркулирования без конверсии. Приблизительно еще один моль необходимо добавлять в контур циркулирования к одному молю двуокиси углерода на входе для создания приблизительно 100% конверсии в трех реакторах RWGS 382, 388, 394, соединенных последовательно, с конструкцией, как представлено на фиг.9.
Система конверсии двуокиси углерода на фиг.9 основывается на удалении водяного пара и отделении двуокиси углерода. Первый сепаратор для пара 392 удаляет водяной пар из газообразного эффлюента первого реактора RWGS 382, и, делая это, создает условия для продолжения конверсии двуокиси углерода во втором реакторе RWGS 388. Поскольку моноокись углерода не удаляется, доля конверсии во втором реакторе 388 будет меньше, чем в первом реакторе 382.
Второй сепаратор для пара 392 удаляет водяной пар из газообразного эффлюента из второго реактора RWGS 388, и, делая это, создает условия для продолжения конверсии двуокиси углерода в третьем реакторе RWGS 394. Поскольку моноокись углерода не удаляется, доля конверсии в третьем реакторе 394 будет меньше, чем во втором реакторе 388.
Третий сепаратор для пара 392 располагается на выходе третьего реактора RWGS 394. На выходе из этого сепаратора газообразный эффлюент содержит синтетический газ с желаемым отношением СО/Н2 и двуокись углерода. Таким образом, двуокись углерода отделяется с использованием сепаратора 396 и помещается в линию рециклирования 386 для объединения в газовом смесителе 398 с поступающей двуокисью углерода 384.
Если синтетический газ содержит меньшее количество водорода, чем необходимо для введения, перед реакторами ФТ, тогда будет добавляться дополнительный водород из электролизера 410.
Реакторы RWGS
Реакторы RWGS, используемые в настоящей системе по настоящему изобретению 100, могут эффективно работать при ряде рабочих температур, хотя, как в предпочтительном варианте осуществления, используется 400°С. Примерный катализатор представляет собой KATALCO 71-5, производимый Johnson Matthey. Рабочие давления могут находиться в пределах 4-30 бар, с предпочтением для более высоких значений, для уменьшения общего размера узла. Используется GHSV-STP, равная 1500-15000, предпочтительно, 5000-8000.
Реакция является эндотермической и требует внешнего тепла. В предпочтительном варианте осуществления, система по настоящему изобретению 100 использует изотермическую работу (находясь в пределах плюс или минус 10% от идеальной рабочей температуры, как измеряется в °К), с внешним теплом, доставляемым в реакционную зону из внешнего источника. Один из примеров системы доставки тепла 810 в целом иллюстрируется на фиг.10. Конверсия фаз рабочей текучей среды используется для доставки тепла при постоянной температуре или вблизи нее, в частности, RWGS-линии. Пары RWGS-линии доставляются в змеевик конденсора 812. Пары конденсируются и высвобождают тепло конденсации, в то же время, поддерживая температуру конверсии фаз. Оставшаяся рабочая текучая среда высвобождается в жидкой части RWGS-линии. Высвобождаемое тепло потребляется взаимодействующими газами внутри реактора посредством процессов теплообмена.
Предпочтительно, реакторы 322, 388, 394 на фиг.9 имеют одинаковую общую конструкцию, хотя второй и третий реакторы могут быть меньше, чем первый, поскольку они преобразуют в моноокись углерода меньшие количества двуокиси углерода и перерабатывают меньший объем газовой смеси.
Узел RWGS может перерабатывать не только чистую двуокись углерода, но также смесь двуокиси углерода и моноокиси углерода. Смесь может проходить через один, два или все три последовательно соединенных реактора, в зависимости от отношения моноокиси углерода к двуокиси углерода. Если это отношение меньше, чем это отношение на выходе первого реактора при условиях конверсии чистой двуокиси углерода, тогда будут использоваться все три реактора. Различие будет заключаться в уменьшении количества водорода, необходимого для уменьшенного количества двуокиси углерода. Такое же правило будет определять, потребуются ли два или только один реактор для переработки этой смеси. В конечном счете, если подается только моноокись углерода, тогда реакторы не требуются.
Альтернативы - конверсия двуокиси углерода
Как обсуждалось, конверсия двуокиси углерода предпочтительно осуществляется посредством способа RWGS 360. Имеются ряд модификаций этого способа RWGS, которые не изменяют значительно результат - производство компонентов моноокиси углерода синтетического газа.
Например, может понижаться температура реакции в реакторах. Это будет уменьшать константу равновесия, и вызовет, таким образом, увеличение количества двуокиси углерода в линии рециклирования или количество реакторов, соединенных последовательно, или как то, так и другое.
В дополнение к этому, температура реакции может быть повышена, а после этого может стать возможным уменьшение количества реакторов в предпочтительном варианте осуществления от трех до двух или только одного, с достаточным количеством циркулирующей двуокиси углерода для обеспечения 100% конверсии поступающей двуокиси углерода.
Является также возможным уменьшение количества газообразного водорода, вводимого в этот способ, с последующим увеличением двуокиси углерода в контуре рециклирования. Является также возможным понижение количества циркулирующей двуокиси углерода посредством использования более трех реакторов, последовательно, при одинаковой температуре.
Тепло реакции не должно доставляться изотермически, но скорее может подводиться посредством теплообмена с любой текучей средой, с горячей стороны, при соответствующей температуре, скорости потока, среди прочих параметров.
Известны другие способы конверсии двуокиси углерода в моноокись углерода, и такие способы могут использоваться в настоящей системе по настоящему изобретению 100.
Конверсия моноокиси углерода
Конверсия моноокиси углерода предпочтительно осуществляется посредством способа в реакторе ФТ 320. Узел реактора показан на фиг.11. Работа реактора ФТ 322 происходит следующим образом:
Figure 00000005
Черточки при (-СН2-) обозначают связи, доступные либо для добавления водорода, либо для полимеризации. Имеются многочисленные чисто углеводородные и оксигенированные углеводородные соединения, произведенные в реакторах Фишера-Тропша, в зависимости от типа используемого катализатора и рабочей температуры, давления и скорости газа в реакторе.
В одном из предпочтительных вариантов осуществления, в качестве примера, реактор работает с кобальтовым катализатором при 220°С и производит смесь углеводородов, которая после повышения качества приводит, прежде всего, к получению смеси бензина и дизельного топлива в примерном соотношении 1:2.
В других воплощениях настоящего изобретения, при более высоких температурах, например, около 330-350°С, производится больше бензина, при отношении бензина к дизельному топливу приблизительно 4:1. Таким образом, посредством объединения работы при различных температурах, можно устанавливать отношение бензина к дизельному топливу от 1:2 до 4:1. Установление доли производимого дизельного топлива по настоящему изобретению включает в себя регулировку температуры, давления и времени пребывания (потока газа). Количество остаточных углеводородов, которое трудно преобразовать в желаемые жидкие топлива, изменяется и, как правило, выше при более высокой температуре и ниже при низкой температуре.
В одном из вариантов осуществления, используется кобальтовый катализатор, при отношении Н2/СО 2,15, при рабочей температуре 220°С, давлении приблизительно 20 бар и GHSV-STP, равной 1500. Конверсия моноокиси углерода в углеводороды составляет до 75%. Давление может изменяться в пределах 10-30 бар и GHSV от 500 до 5000.
Реактор ФТ 322 на фиг.11 производит как жидкие углеводороды, которые откачиваются для дальнейшей переработки, так и газообразные углеводороды, смешанные с водяным паром и вводимыми газами (моноокисью углерода и водородом). Присутствие вводимых газов связано с неполной конверсией синтетического газа. Для более полного преобразования может использоваться более одного реактора ФТ, последовательно, с удалением водяного пара и определенных газообразных углеводородов между реакторами. В одном из примеров предпочтительного варианта осуществления используется двухступенчатый реактор ФТ для достижения более высокой эффективности конверсии.
На выходе реактора 322 водяной пар отделяется от газообразного эффлюента посредством сепаратора для пара 324, затем газообразные углеводороды с количествами атомов углерода С5-С6 посредством сепаратора 326, и наконец, газообразные углеводороды с количествами атомов углерода С3-С4 посредством сепаратора 328. Эти процессы разделения могут объединяться в зависимости от композиции газовых смесей перед разделением. Остаточный газ содержит в основном соединения природного газа, метан СН4 и этан C2H6 и остаточные газообразные моноокись углерода и водород из синтетического газа, и различные количества неотделенной двуокиси углерода и соединений С3 и C4.
В предпочтительном варианте осуществления, большая часть синтетического газа возвращается на вход реактора ФТ 322 через линию рециклирования, тем самым улучшая эффективность конверсии поступающего синтетического газа в углеводородные топлива. Это может осуществляться частично посредством использования контролируемого дросселя или клапана 332. Этот дроссель устанавливается в линию рециклирования для газообразного эффлюента и делает возможной откачку или удаление части этого газообразного эффлюента в равных молярных долях. В предпочтительном варианте осуществления, контролирующий параметр представляет собой количество соединений природного газа перед откачкой. Дроссель открывают ровно настолько, чтобы поддерживать это количество на заранее заданном уровне. Другие газы могут использоваться для той же самой цели.
Газовый кондиционер 334 в линии рециклирования может предусматриваться для согласования температуры и давления синтетического газа, поступающего из узла RWGS 360. Синтетический газ объединяется в газовом смесителе 336 или в сходном с ним газовом смесителе 384.
Вместо синтетического газа реактор ФТ 322 может питаться посредством внешнего источника отходов моноокиси углерода (извне системы по настоящему изобретению 100) и водорода от электролизера 410 или посредством смеси этих газов и синтетического газа. Водород добавляется на входе из электролизера 410 для регулировки отношения Н2/СО, необходимого для реактора ФТ 322. В предпочтительном варианте осуществления, это отношение Н2/СО находится около двух, а более конкретно, в пределах между 2 и 2,2.
Откачиваемые газы в этом устройстве могут вводиться в горелку-генератор для производства электрической энергии.
Этот узел ФТ может быть заменен различными конструкциями обычного реактора Фишера-Тропша без изменения функций этого устройства. Более подробно предпочтительная система конверсии моноокиси углерода показана на фиг.12. Иллюстрируется система двухступенчатого реактора ФТ 340. В этом узле имеются два реактора ФТ 342, 344. Синтетический газ из узла RWGS и некоторое количество водорода из электролизера вводятся в первый реактор ФТ 342. Определенное количество жидких углеводородов производится и откачивается из реактора. Непреобразованный синтетический газ, водяной пар, остаточная двуокись углерода из узла RWGS и все углеводороды, полученные в реакторе 342, которые являются газообразными при температуре и давлении реакции, вводятся в сепаратор для пара 346. Является предпочтительным осуществление разделения при температуре окружающей среды, но и другие температуры также могут использоваться. Является возможным, что некоторые газообразные углеводороды будут отделяться вместе с водой. Затем остаточная вода и углеводороды могут разделяться, как это делается обычно, например, посредством дистилляции или гравиметрически.
Остаточный синтетический газ с некоторым количеством газообразных углеводородов и остаточной двуокисью углерода вводятся во второй реактор ФТ 344. Определенное количество жидких углеводородов производится и откачивается из реактора. Непреобразованный синтетический газ, водяной пар, остаточная двуокись углерода из узла RWGS, и все углеводороды, произведенные в реакторе, которые являются газообразными при температуре и давлении реакции, вводятся в сепаратор для пара 348. Является предпочтительным осуществление разделения при температуре окружающей среды, но и другие температуры также могут использоваться.
В этом положении в способе остаются гораздо меньшие количества синтетического газа, чем на выходе реактора ФТ 342, и по этой причине парциальное давление газообразных углеводородов с количеством атомов углерода С5 и выше является большим, и они будут конденсироваться вместе с водяным паром в сепараторе для пара и С5+ 348. Cn представляет собой углеводород с количеством n атомов углерода на молекулу. Cn+ означает углеводороды с n или более атомами углерода на молекулу. Конденсированная жидкость откачивается, а вода отделяется посредством множества известных способов, подобных дистилляции, или гравиметрически в сепараторе для воды 352.
Остаточные газы из сепаратора 348 вводятся в другой сепаратор 354 для углеводородов, включая углеводороды с количествами атомов углерода С3 и С4. Они могут конденсироваться и отделяться от этой остаточной смеси, например, при 20-50 бар, и при температурах, где большинство таких соединений конденсируются. Эта температура зависит от количества других газов в газообразном эффлюенте. Когда эти количества являются большими, по сравнению с объемом отделяемых газов, может использоваться низкая температура, подобная той, которая используется для отделения двуокиси углерода. Тогда могут отделяться не только С3 и Cn углеводороды, но также и двуокись углерода. Эти газы могут легко отделяться друг от друга посредством изменения давления, и двуокись углерода рециклируется на вход узла RWGS. Выходящий синтетический газ, компоненты природного газа и остаточная двуокись углерода вводятся в контролируемый разгрузочный вентиль 332 (фиг.11). В этом разгрузочном вентиле, при равновесных условиях, количество синтетического газа существенно меньше, чем других газов, и по этой причине, какое бы количество смеси не высвобождалось, она будет содержать гораздо меньшее количество синтетического газа, чем содержится в контуре рециклирования. Присутствие синтетического газа в контуре рециклирования оказывает такое же воздействие на завершение конверсии поступающего синтетического газа, как присутствие двуокиси углерода в контуре рециклирования узла RWGS. Количество синтетического газа в откачиваемых газах может также использоваться для контроля отношения откачки.
В других предпочтительных вариантах осуществления, может использоваться больше реакторов для увеличения доли конверсии синтетического газа, даже при различных рабочих параметрах, для создания более желательного спектра полученных углеводородов, подобного спектру при низкой температуре, около 220°С, и другой, около 340°С. Синтетический газ может направляться в различных количествах в реакторы, работающие при различных условиях, для регулировки композиции получаемых углеводородов, которая, в свою очередь, будет влиять на композицию топлив после повышения качества, то есть на относительные количества бензина, авиационного керосина, дизельного топлива, и тому подобное.
Реакторы ФТ
Реакция является сильно экзотермической и требует существенного удаления тепла, поскольку выходной продукт реактора сильно зависит от температуры. В предпочтительном варианте осуществления, фазовое превращение воды в водяной пар в ФТ-линии используется для удаления этого тепла, как иллюстрируется на фиг.13. Это приводит к почти изотермической работе реактора, и по этой причине, к соответствующему выходу продукта, поскольку выход продуктов из этого реактора сильно зависит от температуры, например, в пределах 10°С.
Альтернативы - конверсия моноокиси углерода
Конверсия моноокиси углерода может осуществляться посредством способа ФТ 320. Имеется ряд модификаций этого способа ФТ, которые не изменяют выходной продукт, то есть получение углеводородных соединений из синтетического газа, но могут значительно изменить композицию получаемых продуктов.
Например, температура реакторов может изменяться в пределах от 150°С до 350°С. Изменения в типе катализатора, типе слоя катализатора, давления, времени пребывания и скорости синтетического газа будут изменять в различной степени композицию полученных продуктов. При более высоких температурах получаются более легкие углеводородные композиции. В одном из примеров, при 310°-340°С и при использовании циркулирующего катализатора, 72% выходного продукта составляют композиции с количеством атомов углерода С5-С11, на которых основывается бензин, 6% более тяжелых углеводородов, 8% газообразных углеводородов и 14% спиртов, кетонов и кислот.
Узел ФТ может изготавливаться для работы при различных температурах реактора посредством регулирования температуры и давления воды в ФТ-линии, и давления в реакторах ФТ и в других компонентах, которые влияют на разделение водяного пара и газообразных углеводородов.
Тип катализатора и его слой могут также меняться от времени до времени, чтобы соответствовать изменениям в рабочих характеристиках. Два или более реакторов могут использоваться при последовательном соединении и работать при одинаковых или различных температурах, катализаторах и других рабочих условиях. Также, может иметься две или более параллельных линий реакторов, также работающих при различных или одинаковых условиях.
При такой конструкции установка, построенная с помощью системы по настоящему изобретению 100, может соответствовать изменяющимся потребностям рынка в течение многих лет работы.
Генерирование водорода
Настоящая система по настоящему изобретению 100 дополнительно включает в себя стадию введения водорода 400, обеспечивающую водород для приведения в действие конверсии 300 оксидов углерода в топливо F. Электролизер представляет собой предпочтительное устройство для подачи водорода.
Часть варианта осуществления электролизера 410 показана на фиг.14. Является предпочтительным использование биполярных электродов 412 для пакета электролитических ячеек с высоким напряжением и более низким током. Электрический ток 414 протекает через поверхность всех биполярных электродов в электролите 416, что вызывает электролиз воды в каждой ячейке.
Каждая ячейка может разделяться посредством газовой диафрагмы 418. Водород и кислород высвобождаются на противоположных сторонах каждого биполярного электрода, собираются в пространстве между электродом и диафрагмой и откачиваются для применения в системе по настоящему изобретению 100.
В предпочтительном варианте осуществления, используется конструкция электролизера с высокой плотностью тока, например, 5-20 кА/м2. По сравнению с низкими плотностями тока, например, 1-3 кА/м2, такое увеличение приводит к созданию электролизеров с гораздо меньшим размером, массой и стоимостью. Но при такой повышенной плотности тока имеются различные коэффициенты полезного действия из-за гораздо более высокого перенапряжения на электродах и резистивных потерь в электролите. Электролизеры с высокой плотностью тока используют следующие конструкционные и рабочие параметры:
- Рабочая температура равна 130°С и потенциально достигает 150°С, что понижает потенциал перенапряжения на электродах и уменьшает удельное сопротивление электролита;
- Рабочее давление находится в пределах 20-30 бар для уменьшения объема выделяющихся газов, что является полезным для проводимости электролита и для уменьшения испарения воды и ее рециклирования;
- Концентрация КОН в электролите равна приблизительно 30% массовых и
- Зазор между электродами может быть сделан меньше посредством использования материалов диафрагмы для температур в пределах 130-150°С.
Является возможным получение напряжения ячейки вблизи ее термонейтрального (изотермического) напряжения при некотором высоком уровне тока. Это означает, что если при подаче электрической энергии достигается этот термонейтральный потенциал, тогда не потребуется дополнительного охлаждения или нагрева ячеек. Если этот потенциал будет более низким, тогда потребуется дополнительное тепло, и если выше - тогда потребуется охлаждение.
Реакционная вода в ячейку электролизеров с высокой плотностью тока может доставляться двумя путями, либо традиционно как жидкость, либо посредством конденсации водяного пара в виде воды непосредственно в ячейке, либо посредством сочетания воды и водяного пара. Выбор зависит от конкретной конструкции, в зависимости от плотности тока, выбора других вспомогательных подсистем для электролизера, рабочих напряжений, среди прочего.
Выбор электролизеров с высокой плотностью тока приводит к другим значениям эффективности в установке в целом, благодаря более низким перепадам температуры, а особенно, давления.
Электрическое питание электролизера может использовать существующие устройства, описанные здесь. В предпочтительном варианте осуществления, фиг.15 иллюстрирует использование нескольких выпрямителей, соединенных последовательно, каждый из них питается от трансформаторов со сдвигом фазы. Эта конструкция цепи приводит к созданию выпрямителя с высокой эффективностью, который преобразует напряжение АС (переменного тока) в первой EDL в DC (постоянный ток), необходимый для работы электролизеров.
Высоковольтный пакет электролизера может разделяться на несколько пакетов, работающих параллельно, для удобства построения, обслуживания и безопасности. Это может быть проделано и с выпрямителем. Полупроводниковые выпрямители могут подключаться параллельно, чтобы нести более высокий ток, или каждый из таких параллельных выпрямителей может присоединяться к отдельному пакету электролизеров. Это может быть проделано и с трансформаторами.
Обращаясь к фиг.15 и 16, используются три трансформатора, но эти трансформаторы не должны иметь какого-либо сдвига фазы и могут использоваться в разных количествах. Высоковольтные пакеты ячеек электролизера могут даже питаться непосредственно без какого-либо трансформатора, если выходное напряжение электростанции совместимо с напряжением, необходимым для пакета.
Трансформаторы со сдвигом фазы используют более чем одну фазу на входе со сдвигами фазы между фазами не 0° или 180°, но обычно, 120° или 240°, как является обычным при трехфазном распределении электричества. В одном из примеров, трансформатор 432 с тремя входными фазами питается посредством распределительной линии для электрической энергии (EDL). Соотношение между фазами показано на векторной диаграмме 434. Оно представляет собой типичную систему соединения треугольником.
Выходная (вторичная) обмотка одной фазы трехфазного трансформатора 432 обычно содержит две отдельные обмотки, соединенные последовательно. Одна обмотка 436 намотана поверх одной входной обмотки для фазы, а другая 438 намотана поверх другой входной обмотки для фазы. Фаза напряжения в каждой вторичной обмотке находится в фазе с входным напряжением обмотки, поверх которой намотана эта вторичная обмотка.
Выбирая отношение количества витков или коэффициент преобразования между этими двумя обмотками и полярность, можно получить множество желаемых сдвигов фазы. Диаграмма 442 показывает коэффициент преобразования напряжения и полярность напряжений, преобразованных из соответствующих им входных напряжений фаз одинаковой величины и сдвигом фазы 120°. Объединенное напряжение в выходной фазе XY сдвинуто по фазе по сравнению с входным напряжением в фазе XY. В настоящем примере оно отстает. Диаграмма 444 показывает изменение полярности на выходе, которое делает этот сдвиг по фазе опережающим.
Выпрямитель
Настоящая система может использовать полупроводниковый выпрямитель, представляющий собой типичный трехфазный выпрямитель. Вместо полупроводников могут также использоваться выпрямители на основе вакуумных диодов, которые могут выпрямлять гораздо больший ток. Полупроводники могут соединяться параллельно с использованием известных схем для получения разумного разделения тока в параллельных полупроводниках. Выпрямитель также может изготавливаться для большего количества фаз посредством добавления большего количества фазовых плеч и соединения всех фаз от всех трансформаторов со сдвигом фазы параллельно.
Выходное напряжение
Трансформаторы со сдвигом фазы и выпрямители, описанные здесь, объединяются в схему, показанную на фиг.15. В предпочтительном варианте осуществления, три схемы выпрямителей R показаны как соединенные последовательно, каждая питается от трансформатора со сдвигом фазы Т. Такая схема приводит к получению выпрямленного напряжения DC с очень небольшой пульсацией напряжения, 1,5%, от пика до пика, которая является выгодной для оптимизации параметров всех компонентов в электрических цепях электролизера. Имеются другие способы для создания соединения, например, посредством параллельного соединения этих трех цепей. Другая альтернатива представляет собой использование различного количества цепей, с большим или меньшим количеством фаз и соответствующей более низкой или более высокой пульсацией выходного напряжения.
Полученное напряжение представляет собой сумму напряжений от всех трех выпрямителей. Фиг.17 иллюстрирует, в масштабе, диаграмму напряжений 452 от одного трехфазного выпрямителя. В течение одного периода напряжения распределительной линии для электричества (360°) имеются шесть выпрямленных вершин синусообразной огибающей, от положительных и отрицательных полупериодов каждой фазы. Глубина пульсации напряжения равна cos (30°)=0,866, или 13,4% от пикового значения напряжения. В цепи с тремя выпрямителями сдвиг фазы между фазами поддерживается с опережением или запаздыванием 20°. В этом случае, глубина пульсаций напряжения составляет cos (10°)=0,985, или 1,5% от пикового значения - диаграмма напряжения 454.
Эта пульсация является адекватной для малых флуктуации тока в ячейках электролизера, которые, в свою очередь, приводят к более высокому использованию поверхностей ячеек и к более низким затратам на электричество для трансформаторов и выпрямителей.
Высоковольтный пакет электролизера может разделяться на несколько пакетов, работающих параллельно, для удобства построения, обслуживания и безопасности, среди прочих задач. То же самое может быть проделано с выпрямителем. Полупроводниковые выпрямители могут присоединяться параллельно, чтобы нести более высокий ток, или каждый из таких параллельных выпрямителей может присоединяться к отдельному пакету электролизера. То же самое может быть проделано с трансформаторами.
Дополнительная переработка
Как правило, выходной продукт стадии конверсии 300 представляет собой спектр углеводородов. Предусматривается стадия дополнительной обработки 500 для повышения качества углеводородов до желаемой смеси топлив F. Способ может использовать существующие технологии для конверсии потоков углеводородов из узла ФТ в желаемые топлива и другие продукты, если это желательно. Фиг.18 показывает входы в и выходы из такой установки. Типичные установки для повышения качества будут включать в себя гидрокрекинг тяжелых фракций ФТ (в диапазоне консистентных смазок и восков) до топлив, прежде всего, в диапазоне дизельного топлива и бензина. Необходимо заметить, что потребность установки для переработки в водороде предпочтительно может удовлетворяться водородом из электролизера.
Горелка-генератор
В предпочтительном варианте осуществления, система сжигания 520 показана на фиг.19. Исходные материалы для горелки могут представлять собой откачиваемые газы из узла реактора ФТ и/или остатки от переработки, и/или соединения природного газа. Все эти соединения сжигаются в газотурбинном генераторе 522 вместе с относительно малой частью кислорода, поступающей от электролизера. Выходные газы из выхлопа турбины представляют собой водяной пар и двуокись углерода. Водяной пар разделяется на воду и остаток - двуокись углерода, которая вводится обратно в газовый смеситель вместе с поступающей двуокисью углерода. Это представляет собой еще один контур рециклирования газа системы по настоящему изобретению 100.
Электрическая энергия, получаемая генератором, вводится обратно в линию электропитания и далее в электролизер.
В результате, имеется малое количество материалов отходов, выходящих из системы, или вообще не имеется, только желаемые топлива и кислород в количестве, необходимом для сжигания его.
Производимая электрическая энергия рециклируется назад в производство водорода, это устройство является менее чувствительным к неполному преобразованию синтетического газа в узле ФТ. Также, поскольку двуокись углерода рециклируется назад на вход узла RWGS, это устройство является менее чувствительным к эффективности разделения. Для отделения двуокиси углерода в узле RWGS.
Отделение и переработка газа - общая часть
В настоящих способах имеются многочисленные места, где определенные газы должны быть отделены от газовой смеси или просто параметры газа, например температура и давление, должны регулироваться, чтобы сделать их совместимыми с предыдущей стадией способа.
Одним из преимуществ настоящей системы является ее энергетически эффективная переработка газа. Имеются два основных энергетически эффективных термодинамических процесса, используемых для переработки газа. Первый представляет собой адиабатический процесс, когда вся внешняя работа преобразуется в энергию газа или из нее. Второй представляет собой изотермический процесс, когда вся внешняя работа либо преобразуется в тепло, либо получается из тепла.
Специалисты в данной области поймут, что это идеальные процессы. В практических применениях имеются некоторые изменения температуры в идеальном изотермическом процессе. Эти изменения делают процесс почти изотермическим. Как здесь используется, термин "изотермический" должен включать в себя операцию или процесс, которые являются "почти", "приблизительно" или другими такими терминами для модификации идеальной изотермической работы, а более конкретно, относится к изменению абсолютной температуры, измеряемой в °K, в практическом изотермическом процессе в пределах плюс и минус 10% от идеальной изотермической температуры. Подобным же образом, в практических адиабатических процессах, некоторая тепловая энергия участвует в дополнение к осуществляемой в основном внешней работе. Такие "практические" адиабатические процессы являются сходным образом "почти " и/или "приблизительно" адиабатическим, и когда она участвует, тепловая энергия также находится в пределах плюс и минус 10% от величины энергии внешней работы из идеального процесса.
Настоящее изобретение предпочтительно включает в себя один или несколько узлов для изменения давления газа "изотермически", что включает в себя диапазон плюс и минус 10% от температуры идеального изотермического процесса. Настоящее изобретение предпочтительно включает в себя один или несколько узлов для изменения температуры газа "адиабатически", что включает в себя диапазон плюс и минус 10% от идеального адиабатического процесса, как описано выше.
Как показано на фиг.20, представлена блок-схема универсального разделения газов с использованием этих двух процессов. Сначала, три процесса 610-614 кондиционируют газовую смесь для выделения одного или нескольких из ее компонентов посредством конденсации в конденсоре 616. Затем, три процесса 618-622 кондиционируют остаточную смесь газов для дальнейшей переработки. Выделенный газ или газы находятся в жидкой фазе в конденсоре 616. Если это желательно для дальнейшей переработки в газовой фазе, некоторые газы испаряются в испарителе 624, а затем кондиционируются для дополнительной переработки посредством процессов 626-630.
Каждая группа процессов, либо 610-614, либо 618-620, либо 626-630, являются идентичными по принципам их функционирования. Они сосредотачиваются на кондиционировании газов для адиабатической переработки, для предотвращения конверсии фаз любого компонента газовой смеси, либо в жидкое состояние, либо в твердое. Каждый процесс начинается с изотермического установления давления. Затем газ или смесь газов обрабатывается адиабатически для изменения температуры. После этого процесса конечный изотермический процесс изменяет давление, как требуется для дальнейшей переработки. В итоге, давление изменяется изотермически, а температура адиабатически.
Фиг.21 показывает адиабатические машины, одну для увеличения температуры и давления посредством сжатия с использованием энергии от распределительной линии для электричества, а одну для уменьшения температуры и давления и генерирования энергии для этой линии. В предпочтительном варианте осуществления, электрическая силовая линия используется в качестве как источника, так и получателя энергии, поступающей в адиабатические процессы или получаемой из них. Компрессор 632 предпочтительно представляет собой турбину, приводимую в действие электрическим мотором, а детандер 634 также предпочтительно представляет собой турбину, приводящую в действие генератор электрической энергии. Такой генератор должен синхронизироваться по частоте и фазе напряжения в электрической силовой линии и согласовываться с этим значением напряжения, очень сходным с другими генераторами, используемыми в электрической силовой сети. Также могут использоваться и другие типы компрессоров и детандеров, кроме типа турбины.
Фиг.22 показывает изотермические машины, одну для увеличения давления и одну для его уменьшения. В машине для увеличения давления используется компрессор 636, приводимый в действие электрическим мотором, и полученная газовая смесь, получающая энергию из электрической силовой линии, как сжимается, так и охлаждается. Тепло удаляется посредством холодильника 638. Теоретически, количество удаляемого тепла равно электрической энергии, получаемой от электрической силовой линии. Для больших изменений давления могут использоваться несколько изотермических устройств для изменения давления, соединенных последовательно. В этом случае, они называются перемежающимися компрессорами. Они чередуются с холодильниками.
Противоположный процесс используется для изотермического уменьшения давления. В этом случае, газовая смесь расширяется и это понижает как ее давление, так и ее температуру. Изменение температуры компенсируется нагревом. Опять же, теоретически, количество тепла, подводимого к смеси, равно количеству энергии, подаваемой в электрическую силовую линию электрическим генератором, приводимым в действие детандером 640. Является предпочтительным использование турбин в качестве как компрессоров, так и детандеров, но могут использоваться также и другие типы.
Система использует холодильники 638 и нагреватели 642 в изотермических машинах. Они являются по существу теплообменниками. Для изотермической работы является предпочтительным использование конверсии фаз рабочей текучей среды для подвода или удаления тепла из газов, проходящих через эти теплообменники, и к ним. Это дает возможность системе работать с теплом с приблизительно нулевым изменением температуры.
Обращаясь к фиг.7, здесь показаны несколько примеров распределительных линий для энергии, используемых в настоящем изобретении. Первая представляет собой электрическую силовую линию, которая доставляет энергию для всех применений электролизер и все электрические моторы - и получает энергию изо всех источников - электростанция и все внутренние генераторы электрической энергии.
Другие линии представляют собой распределительные линии для тепла. Они доставляют тепло или принимают тепло из различных источников и потребителей тепла. Каждая линия предпочтительно содержит две части, жидкую часть и паровую часть. Когда тепло должно доставляться из линии, тогда пары отбираются в теплообменнике, предназначенном для приема этого тепла, конденсируются в этом теплообменнике и высвобождают тепло, а конденсированная жидкость доставляется в другую половину распределительной линии для тепла. Когда тепло должно приниматься, используется обратный процесс, жидкость испаряется в виде паров.
В настоящем способе, примеры температур, при которых происходят конверсия фаз, представляют собой;
a) при температуре реакторов RWGS - в распределительной линии для тепла RWGS (RWGS-линия);
b) при температуре реакторов ФТ - в распределительной линии для тепла ФТ (ФТ-линия);
c) при температуре воды в электролизере - в распределительной линии для тепла Е (Е-линия);
d) при температуре окружающей среды - в распределительной линии для тепла А (А-линия); и
e) при температуре отделения двуокиси углерода - в распределительной линии для тепла С (С-линия).
Далее следуют примеры рабочих текучих сред для этих линий:
a) Этиленгликоль для RWGS-линии;
b) Вода для ФТ-линии или ее заменитель при более высокой температуре, подобный этиленгликолю;
c) Вода для Е-линии
d) Аммиак для А-линии; и
e) Этилен для С-линии.
Фиг.23 показывает сочетание конденсора и испарителя, машин 616 и 624 на фиг.20. Часть конденсора представляет собой теплообменник 652, через который проходит газовая смесь. Тепло из газовой смеси удаляется посредством испарения рабочей текучей среды через испаритель 654, и это вызывает конденсацию желаемого компонента смеси, предварительно кондиционированного для такой конденсации, в части коллектора 656 теплообменника 652. Сжиженный газ собирается и удаляется в испаритель, где имеет место обратный процесс. Тепло доставляется в испарительный теплообменник из той же распределительной линии для тепла. Теоретически, этот процесс конденсации и испарения выделенного газа является энергетически нейтральным.
Фиг.24 показывает, как электрическая энергия распределяется и рециклируется. Линия 1 представляет собой трехфазную распределительную линию для электричества. Она питается от главного источника электрической энергии на фиг.6, предпочтительно, питается от ядерного реактора быстрого бридерного типа. Она питается также от остаточной энергии, высвобождаемой в реакторах ФТ, посредством генератора 716 на фиг.27. Ячейки электролизера на фиг.14 представляют собой главные потребители электрической энергии. Все устройства детандеров-генераторов, используемые при адиабатических изменениях температуры и при изотермических изменениях давления, питают эту линию, и все моторы компрессоров, используемых при адиабатических изменениях температуры и при изотермических изменениях давления, питаются от этой линии. Разумеется, все другие вспомогательные моторы и генераторы присоединяются к этой линии. Авторы показывают некоторые области переработки, где используются различные моторы и генераторы.
Фиг.25 показывает, как используются линии для распределения и рециклирования тепла. В RWGS-линию тепло доставляется посредством теплового насоса 710, показанного на фиг.27, тепло подводится из энергии, высвобождаемой в реакторах ФТ. Это тепло используется для нагрева реакторов RWGS, как изображено на фиг.10. Все нагреватели и холодильники, показанные на фиг.22, которые используются при изотермических изменениях давления поступающих и выходящих газов в этих реакторах, используют тепло из этой линии или доставляют его в нее.
В ФТ-линию тепло доставляется через теплообменник 714 на фиг.27, тепло получается из энергии, высвобождаемой в реакторах ФТ. Все нагреватели и холодильники, показанные на фиг.22, которые используются при изотермических изменениях давления поступающих и выходящих газов в этих реакторах, используют тепло из этой линии или доставляют его в нее.
В линии электролизера тепло доставляется через теплообменник 712 на фиг.27, тепло получается из энергии, высвобождаемой в реакторах ФТ. Главный потребитель тепла представляет собой нагреватель/бойлер для воды для электролизера на фиг.28. Все нагреватели и холодильники, показанные на фиг.22, которые используются при изотермических изменениях давления поступающих и выходящих газов в электролизере, используют тепло из этой линии или доставляют его в нее.
Фиг.26 показывает еще две линии для распределения и рециклирования тепла. Одна из них представляет собой линию, работающую при температуре окружающей среды. Все нагреватели и холодильники, показанные на фиг.22, которые используются при изотермических изменениях давления поступающих и выходящих газов при температуре окружающей среды, используют тепло из этой линии или доставляют его в нее. Все испарители и конденсоры, показанные на фиг.23 сепаратора для газа, подобного водяному пару, либо получают тепло из этой линии, либо доставляют тепло в эту линию. Имеется также приемный конец теплового насоса, переносящий избыточное тепло из линии отделения двуокиси углерода. Все неиспользованное тепло в установке в целом будет доставляться в эту линию и рассеиваться, прежде всего, как избыточное тепло.
Другая линия на фиг.26 представляет собой линию отделения двуокиси углерода. Все нагреватели и холодильники, показанные на фиг.22, которые используются при изотермических изменениях давления поступающих и выходящих газов при температуре, близкой к выделению двуокиси углерода, посредством сжижения, используют тепло из этой линии или доставляют его в нее. Все испарители и конденсоры, показанные на фиг.23 для отделения двуокиси углерода, либо получают тепло из этой линии, либо доставляют тепло в эту линию. Линия отделения двуокиси углерода используется не только для отделения двуокиси углерода от газообразного эффлюента на выходе из реактора RWGS, но также для разделения С3 и C4 углеводородов и остаточной двуокиси углерода в газообразном эффлюенте реактора ФТ. Имеется также конец для сбора избыточного тепла теплового насоса, который отбирает избыточное тепло из линии отделения двуокиси углерода в линию окружающей среды.
Предпочтительное выделение и обработка газа
Двуокись углерода может доставляться в это устройство, как правило, посредством трубопровода, при типичном давлении газа в трубопроводе 50 бар и при температуре окружающей среды. Для введения в узел RWGS двуокись углерода должна нагреваться до температуры RWGS, до 400°С, в этом варианте осуществления, и до рабочего давления, около 25 бар. Для осуществления этого могут использоваться все процессы 610-614 на фиг.20 или некоторые из них.
Водород из электролизера выходит при температуре 130-150°С и давлении 20-30 бар и должен кондиционироваться для введения в узел RWGS. Для осуществления этого могут использоваться все процессы 610-614 на фиг.20 или некоторые из них.
На выходе из каждого реактора RWGS водяной пар должен отделяться. Это должно быть проделано при низкой температуре с удалением большей части водяного пара. В этом варианте осуществления, она представляет собой температуру окружающей среды. Для осуществления этого разделения могут использоваться все процессы 610-614 и процесс 616 на фиг.20 или некоторые из них. Также, процессы 614 и 616 могут объединяться в одной машине. После разделения газы должны повторно кондиционироваться для дополнительной переработки с использованием всех процессов 618-622 фиг.20 или некоторых из них.
Двуокись углерода, присутствующая в потоке эффлюента на выходе из третьего сепаратора для пара в узле RWGS, может отделяться с использованием различных способов, таких как аминовое поглощение, карбонатное поглощение, поглощение с изменением давления, адсорбция, проникновение газа, криогеника со вспомогательными добавками (например, процесс Райана-Холмса), или трехфазная криогеника (CFZ). Когда сжижение используется для отделения большей части двуокиси углерода, тогда могут использоваться все процессы на фиг.20 или некоторые из них. В этом варианте осуществления, температура T1 представляет собой температуру окружающей среды, температура конденсации Т3 находится в диапазоне -55°С, температура Т4 равна температуре реактора ФТ, 220°С, в этом варианте осуществления, и температура Т6 равна температуре реактора RWGS, 400°С, в этом варианте осуществления.
Водород в узел реактора ФТ поступает из электролизера при температуре 130-150°С и давлении 20-30 бар и должен кондиционироваться до 220°С и 20 бар, как является предпочтительным для этого варианта осуществления. Для осуществления этого могут использоваться все процессы 610-614 на фиг.20 или некоторые из них.
Если моноокись углерода подается в узел ФТ, вероятно она будет доставляться через трубопровод при типичном давлении 50 бар и при температуре окружающей среды. Для ввода в узел ФТ моноокись углерода должна нагреваться до температуры ФТ, 220°С, в этом варианте осуществления, и расширяться до рабочего давления, подобного 20 бар. Для осуществления этого могут использоваться все процессы 610-614 на фиг.20 или некоторые из них.
На выходе из каждого реактора ФТ водяной пар выделяется при температуре окружающей среды, в этом варианте осуществления. Для осуществления этого разделения могут использоваться все процессы 610-614 и процесс 616 на фиг.20 или некоторые из них. Также, процессы 614 и 616 могут объединяться в одной машине. После разделения перед вторым реактором ФТ газы должны повторно кондиционироваться для дальнейшей переработки с использованием всех процессов 618-622 фиг.20 или некоторых из них.
После второго реактора ФТ водяной пар вместе с более тяжелыми остаточными углеводородами также отделяется при температуре окружающей среды. Для осуществления этого разделения могут использоваться все процессы 610-614 и процесс 616 на фиг.20 или некоторые из них. Также, процессы 614 и 616 могут объединяться в одной машине.
После этого разделения газообразные С3 и С4 углеводороды должны разделяться с использованием всех процессов 610-616 на фиг.20 или некоторых из них. При низком содержании двуокиси углерода и синтетического газа конденсация может происходить при температуре окружающей среды. В противном случае она должна происходить скорее при более низкой температуре, чем при более высоком давлении. В предпочтительном варианте осуществления, имеется С-линия для конденсации двуокиси углерода, и она используется для конденсации С3, C4 и СО2 в этой смеси. Как следствие, при изменении давления разделяемой жидкости, CO2 будет испаряться первым, и будет перерабатываться посредством процессов 624-630 фиг.20, чтобы вводиться в узел RWGS. Конденсат С3 и С4 соединений может использоваться в жидкой форме или, если это желательно, испаряться и кондиционироваться до газа с использованием всех процессов 624-630 на фиг.20 или некоторых из них. Наконец, остаток C1 и С3 углеводородов, синтетического газа и других газов должен кондиционироваться для поступления на в контролируемое высвобождение 322, опять же, с использованием всех процессов 618-622 или некоторых из них.
Затем, в контуре рециклирования узла ФТ, газы должны преобразовываться из их состояния на входе с температурой и давлением окружающей среды при контролируемом высвобождении до условий на входе первого реактора ФТ - 220°С и 20 бар, в настоящем варианте осуществления. Опять же, могут использоваться все процессы 610-614 на фиг.20 или некоторые из них.
Наконец, если кислород из электролизера должен доставляться для применений вне настоящей установки, тогда он также должен кондиционироваться. Он поступает из электролизера при температуре 130-150°С и давлении 20-30 бар. Для доставки с помощью трубопровода кислород должен кондиционироваться до типичного давления в трубопроводе 50 бар и до температуры окружающей среды. Для осуществления этого могут использоваться все процессы 610-614 на фиг.20 или любой из них.
Подобным же образом, для доставки кислорода в горелку-генератор, выделения водяного пара в нем и доставки двуокиси углерода назад на вход могут использоваться процессы, описанные здесь для таких целей и представленные на фиг.20.
Подобным же образом, водород для использования при переработке может перерабатываться таким же образом, как описано, но при другой температуре и давлении на выходе.
Рециклирование тепла из узла Фишера-Тропша
Экзотермическое тепло реакции в реакторах Фишера-Тропша является главным источником энергии для приведения в действие всей переработки газа в этой установке и источником дополнительной электрической энергии для электролиза воды. На фиг.27 авторы показывают контур охлаждения для реакторов ФТ. В этом варианте осуществления, пары рабочей текучей среды для охлаждения реакторов распределяются для конденсации в нескольких тепловых машинах.
Первая машина 710 представляет собой тепловой насос, перекачивающий тепло, полученное от конденсации паров, в распределительную линию для тепла RWGS. На выходе из конденсора рабочая текучая среда находится в жидкой фазе при температуре конденсации.
Вторая машина представляет собой теплообменник для нагрева воды до температуры электролизера. Опять же, это тепло доставляется посредством конденсации рабочей текучей среды. Этот способ может использовать все процессы 610-616 на фиг.20 или некоторые из них, и электрическая энергия, которая генерируется, доставляется через распределительную линию для электрической энергии в электролизер. Выходящая жидкость повторно нагревается от ФТ-линии и сжимается для согласования с температурой и давлением реакторов ФТ.
Третья машина доставляет тепло в распределительную линию для тепла ФТ посредством конденсации, если такое тепло требуется для баланса тепловых потоков в этой линии.
Остаточные пары приводят в действие генератор электрической энергии 716 с температурой на выходе, предпочтительно, на уровне окружающей среды. Электрическая энергия доставляется в электрическую силовую линию и через эту линию в электролизер, в дополнение к энергии, доставляемой от электростанции. Сжиженная рабочая текучая среда повторно сжимается и повторно нагревается до давления и температуры этой жидкости, поступающей из других конденсоров, и возвращается назад в реакторы ФТ для их охлаждения посредством испарения. Вода повторно нагревается с использованием тепла от распределительной линии для тепла ФТ. Пример этой рабочей текучей среды представляет собой воду. При более высоких рабочих температурах ФТ могут использоваться другие текучие среды, подобные этиленгликолю.
Введение воды в электролизер
На фиг.28 авторы показывают переработку воды для введения в электролизер. Вода поступает из множества источников. Является предпочтительным рециклирование как можно большего количества воды из других процессов в этой установке, в частности, из сепараторов для пара реакторов RWOS, из сепараторов для пара реакторов ФТ, из сепараторов для пара горелки-генератора и любой воды, собранной при переработке. Все эти потоки воды и поступающая вода находятся при различных температурах, в большинстве своем, вблизи температуры окружающей среды, но вода в электролизере находится при 130-150°С и сжата до 20-30 бар. В дополнение к этому, выше определенной высокой плотности тока электролизер должен охлаждаться, а ниже определенной плотности тока электролизер должен нагреваться.
В предпочтительном варианте осуществления, авторы используют нагрев/кипение воды и сжатие для кондиционирования этой воды до такой температуры и при таком давлении в электролизере, что эта вода либо поглощает избыточное тепло электролизера, либо доставляет избыточное тепло. В режиме доставки тепла, часть ее может даже испаряться для доставки большего количества тепла к воде электролизера посредством конденсации. В режиме поглощения тепла, температура воды ниже, чем в электролизере. Для сжатия паров могут использоваться все процессы 610-614 на фиг.20 или некоторые из них. Для нагрева воды используют тепло Е-линии.
Главные средства контроля
Электронный контроль является изначально присущим для системы по настоящему изобретению 100. Средства контроля включают в себя физический слой и управляющие компьютеры с программным обеспечением, включающим в себя алгоритмы управления. Физический слой содержит сенсоры и исполнительные механизмы. Каждый функциональный блок по настоящему изобретению 100 имеет сенсоры, соответствующие его функции - например, потока газа или потока конкретного газа или жидкости, давления, температуры, скорости, среди прочего.
Исполнительные механизмы представляют собой насосы для конденсоров и испарителей, электрические генераторы, приводимые в действие посредством детандерных турбин, электрические моторы, приводящие в действие компрессоры, дроссели или клапаны для потока газа и жидкости, механические регуляторы, подобные крыльчаткам с изменяемой геометрией в турбинах, и другие, как требуется для осуществления определенной функции.
Является предпочтительным использовать распределенную компьютерную обработку с некоторым запасом для обеспечения надежности и своевременности управления.
Список главных контрольных функций по настоящему изобретению 100 включает в себя:
- Контроль полноты конверсии поступающей двуокиси углерода в моноокись углерода в узле RWGS;
- Контроль высвобождения газа на выходе узла Фишера-Тропша для поддержания заданного уровня углеводородов или других газов в этом выходном потоке;
- Контроль подачи водорода на входе узла RWGS;
- Контроль подачи водорода на входе узла ФТ;
Фиг.29-32 иллюстрируют различные системы способов контроля 1500 по настоящему изобретению 100. Фиг.29 иллюстрирует контроль узла RWGS. Главной целью контрольного узла RWGS является по существу настолько полная, насколько это возможно, конверсия поступающей двуокиси углерода в моноокись углерода с использованием контроля обратной связи.
Поток поступающей двуокиси углерода контролируется посредством вентильного устройства 1502, имеющего регулирующий элемент, приводимый в действие посредством силового привода 1504. Предусматривается измеритель потока 1506 для поступающей двуокиси углерода после дросселя 1502. Второй измеритель потока 1508 предусматривается для моноокиси углерода на выходе узла RWGS. Выходные сигналы обоих измерителей поступают на входы усилителя ошибки 1512, как показано, и эти входные сигналы калибруются по молярной скорости. Выходной сигнал этого усилителя приводит в действие силовой привод 1504.
Если количество моноокиси углерода становится меньше, чем количество двуокиси углерода, выходной сигнал усилителя ошибки понижает привод дросселя, и протекает меньше двуокиси углерода, делая различие между обоими потоками меньше, в пределах ошибки этой петли отрицательной обратной связи.
На фиг.30 показан контроль узла ФТ. Главной целью контроля узла ФТ является поддержание определенных уровней углеводородов или других газов, подобных синтетическому газу, на выходе узла, с конечной целью сведения к минимуму высвобождения синтетического газа из контура рециклирования узла ФТ.
Контрольный измеритель потока газа 1522 на выходе узла ФТ располагается перед сплиттером 322. Сигнал из этого измерителя потока вводится в усилитель ошибки 1526, где он сравнивается с эталонным уровнем. Выходной сигнал этого усилителя питает силовой привод 1528, который контролирует элемент контроля потока 1532 сплиттера 322.
Это представляет собой петлю отрицательной обратной связи, и в стационарном состоянии, устройство контроля потока 1532 дает возможность достаточному количеству газообразного эффлюента для ухода, так что количество контролируемого газа поддерживается постоянным, как определяется посредством эталонного уровня. Если имеется большее количество контрольного газа, тогда устройство контроля потока открывается сильнее и уменьшает этот избыток, и наоборот.
На фиг.31 показан контроль подачи водорода в узел RWGS. Главной целью этого контроля является подача достаточного количества водорода для желаемого отношения Н2/СО на выходе узла RWGS.
Поток поступающей двуокиси углерода измеряется посредством того же измерителя потока 1506. Имеется другой измеритель потока 1544 водорода. Выходной сигнал измерителя потока двуокиси углерода вводится в умножитель 1546, который умножает сигнал на желаемое отношение водорода к двуокиси углерода на входе узла RWGS. В предпочтительном варианте осуществления оно находится в пределах между 1,5 и 3,2. Сигналы от умножителя и от измерителя потока водорода вводятся в усилитель ошибки 1548, и эти входные сигналы калибруются по молярной скорости. Выходной сигнал этого усилителя питает привод 1552 для контроля регулятора потока водорода 1554, который может представлять собой просто дроссель.
Водород подается из электролизера. Это представляет собой петлю отрицательной обратной связи. Ее статическое состояние предназначено для того, чтобы сделать возможным протекание водорода, когда выходной сигнал от усилителя 1548 равен нулю. Если количество подаваемой двуокиси углерода уменьшается, тогда возникнет сигнал на выходе усилителя 1548 для уменьшения потока через 1554. Обратное действие также является верным.
Фиг.32 показывает контроль подачи водорода на вход узла ФТ. Главной целью этого контроля является регулирование отношения водорода к моноокиси углерода между сепаратором 328 и сплиттером 332 для желаемого получения углеводородов в узле ФТ.
Поток моноокиси углерода измеряется с помощью измерителя потока 1562, а поток водорода измеряется с помощью измерителя 1564. Оба измерителя калибруются по молярной скорости. Сигнал от измерителя 1562 вводится в умножитель 1566, где коэффициент умножителя представляет собой желаемое отношение водорода к моноокиси углерода на выходе. В предпочтительном варианте осуществления, оно равно приблизительно двум, подобно отношению на входе узла ФТ, и изменяется как функция рабочих условий конкретного типа реактора ФТ, описанного здесь.
Выходные сигналы умножителя 1566 и измерителя потока 1564 вводятся в усилитель ошибки 1568. Выходной сигнал этого усилителя поступает в контрольный привод 1572, который питает регулировочный механизм устройства контроля потока водорода 1574, который может представлять собой просто дроссель. Водород вводится из электролизера через этот контроллер потока 1574 на вход узла ФТ.
Это представляет собой петлю отрицательной обратной связи. При нулевом выходном сигнале усилителя 1568 количество водорода, доставляемого в узел ФТ, как раз соответствует желаемому коэффициенту умножителя. Если детектируется больше водорода на выходе узла ФТ, тогда устройство контроля потока 1574 будет регулироваться для прохождения меньшего количества водорода, и наоборот.
Имеется также контроллер уровня воды в резервуаре. Он регулирует механизм откачки воды, установленный в дренажной трубе. Он представляет собой обычный контроллер, используемый для поддержания уровня жидкости в танках-хранилищах, посредством откачки.
Коэффициент использования электрической энергии
Суммарная таблица, Таблица 1, иллюстрирует вычисление эффективности и использование электрической энергии, как здесь описано.
Таблица 1
Суммарная Таблица потока энергии в кДж        
Исходный материал оксида углерода CO2 CO2 СО СО
Границы эффективности мин макс мин макс
Энергия для электролиза 853 753 578 510
Энергия для реакции RWGS 41 37 - -
Энергия из реакции ФТ (146) (176) (146) (176)
Энергия для переработки 200 150 133 100
ЭЛЕКТРИЧЕСКАЯ ЭНЕРГИЯ В ЦЕЛОМ (TEE) 948 764 565 434
Полная теплота сгорания (HHV) углеводородных соединений 670 680 670 680
Коэффициент полезного действия, % (HHV/TEE) 71 89 119 157
Коэффициент использования электрической энергии на единицу высшей теплоты сгорания (TEE/HHV) 1,4 1,1 0,84 0,64
Избыток (дефицит) TEE, % 40 10 (16) (36)
В Таблице 1 показаны вычисления для двух видов оксидов углерода. Для каждого из видов, как объясняется в следующем далее примерном описании, все значения, приводящие к минимальной эффективности, объединяются в одном столбце, а все значения, приводящие к максимальной эффективности, в другом. Эффективность определяется как отношение высшей теплоты сгорания горения углеводородных соединений (HHV) к электрической энергии, в целом, подаваемой в способ и установку от внешнего источника (TEE). Коэффициент использования электрической энергии определяется как обратное значение коэффициента полезного действия, как TEE к HHV.
В последней строчке Таблицы 1 показан избыток или дефицит электрической энергии. Например, в случае использования двуокиси углерода в качестве исходных материалов и при минимальной эффективности потребуется на 40% больше электрической энергии, чем полная теплота сгорания горения получаемых углеводородных соединений. В случае использования двуокиси углерода в качестве исходных материалов и при максимальной эффективности потребуется только на 10% больше электрической энергии.
В случае моноокиси углерода в качестве исходных материалов является ясным, что потребуется существенно меньше электрической энергии, поскольку моноокись углерода имеет определенную энергию горения (по сравнению с двуокисью углерода, не имеющей никакой). По этой причине, в случае моноокиси углерода в качестве исходных материалов и при минимальной эффективности, потребуется на 16% меньше электрической энергии, чем полная теплота сгорания горения получаемых углеводородных соединений. В случае использования моноокиси углерода в качестве исходных материалов и при максимальной эффективности на 36% меньше.
Следующее далее представляет собой описание пунктов Таблицы 1, где для простоты, все энергии показаны на один моль двуокиси углерода, преобразованный в углеводородные соединения.
Электрическая энергия, необходимая для электролиза воды, находится в пределах 274 и 286 кДж на моль водорода, в зависимости от температуры, и при плотности тока, обеспечивающей изотермическую работу. В предпочтительном варианте осуществления, оценивается, что она будет равна 275 кДж. 3,1 моля водорода требуется для рециклирования одного моля двуокиси углерода, таким образом, потребуется 853 кДж электричества, это для изотермической работы. Для более низких плотностей тока, это количество электрической энергии будет ниже, например, до 100 кДж ниже. В таком случае, этот дефицит будет подаваться из других процессов в этой установке. Разумеется, при более высоких плотностях тока будет существовать потребность в дополнительной электрической энергии и должно удаляться дополнительное тепло. Некоторая часть этого тепла может рециклироваться с введением в электролизер, электрически, посредством генерирования электрической энергии. Разумеется, все тепло не может извлекаться, и общее потребление энергии будет увеличиваться.
Реакция RWGS является умеренно эндотермической и требует 37-41 кДж на моль преобразуемой двуокиси углерода, в зависимости от рабочих условий. Она представляет собой другой процесс, который может потреблять тепло, производимое в этой установке.
Реакция Фишера-Тропша является сильно экзотермической и производит 146-176 кДж на моль превращенной моноокиси углерода. Эта реакция представляет собой главный источник тепла в этой установке, способах и системах.
Другие потребности в энергии возникают из-за диссипации энергии в процессах, в которых сложно ее извлечь, подобных потерям в подвесах, электрических моторах, трансформаторах, выпрямителях, потерям на излучение и конвекцию и тому подобное и из-за различия в энтальпии поступающих и выходящих продуктов. Является важным отметить, что это единственные потери при обратимой переработке газов и жидкостей, которые возникают из-за переработки, согласно фиг.20. По этой причине, оценивается, что эти потери находятся в пределах 150-200 кДж на моль двуокиси углерода.
Выходной продукт из реакторов ФТ представляет собой смесь углеводородных соединений с различными энергиями горения. Для этой оценки используется полная теплота сгорания горения, когда для рециклирования используется вода. В смеси соединений эта энергия составляет порядка приблизительно 670-680 кДж на один моль преобразованной двуокиси углерода.
С использованием всех этих значений, величина подводимой электрической энергии вычисляется на величину высшей теплоты сгорания горения получаемых углеводородных соединений, используя ту электрическую энергию в способе и системе, которая здесь описана. Этот диапазон находится в пределах между 1,4 и 1,1, когда на входе используется только двуокись углерода. В свою очередь, это означает, что система требует на 10-40% больше электрической энергии из внешнего источника, чем содержится в высшей теплоте сгорания энергии горения углеводородных соединений с конечными продуктами двуокиси углерода и водой.
Использование энергии является выгодным, по сравнению с использованием энергии угля, для преобразования жидкости - в пределах 2,5 - и использованием энергии в процессе газ-жидкость (GTL), в пределах 1,7. В обоих случаях, на входе имеется полная теплота сгорания, либо угля, либо газа.
В настоящей системе, имеется гораздо более низкий коэффициент использования использование электрической энергии, когда используется моноокись углерода из внешнего источника, по сравнению с использованием двуокиси углерода. В этом случае, система будет требовать на один моль водорода меньше и не будет требовать тепла для реакторов конверсии водяного пара. Затем энергия, необходимая для электролиза воды, будет находиться в пределах 275 кДж/моль, умноженная на 2,1 моль, то есть 578 кДж. В дополнение к этому, величина потерь при переработке газа будет понижена, по меньшей мере, на одну треть, благодаря устранению процесса RWGS и процесса отделения двуокиси углерода, так что она будет равна от 100 до 130 кДж. Это приводит к тому, что потребности во внешней электрической энергии будут находиться в пределах между 0,64 и 0,84 от высшей теплоты сгорания углеводородных соединений.
Для достижения такого выгодного низкого использования поступающего извне электричества, осуществляются следующие главные внутренние потоки энергии:
- От Фишера-Тропша к RWGS, с использованием теплового насоса;
- От Фишера-Тропша к электролизеру, как тепло конденсации водяного пара, если требуется;
- От Фишера-Тропша ко всем процессам, использующим тепло;
- От Фишера-Тропша к электролизеру, с использованием остаточного тепла для генерирования электрической энергии;
- От внутренних газовых детандеров-генераторов к внутренним компрессорам-моторам; и
- От внутренних холодильников для газа/жидкости к внутренним нагревателям для газа/жидкости с использованием конверсии фаз рабочих текучих сред.
Предпочтительные альтернативы для системы в целом
В дополнение к использованию реактора (реакторов) ФТ для конверсии синтетического газа в жидкие топлива, может быть желательным производство главного компонента природного газа, метана. Это может осуществляться с использованием катализируемой реакции
Figure 00000006
В дополнение к этому, из такого синтетического газа могут быть получены другие различные углеводородные вещества, как повсеместно известно в данной области.
В другом предпочтительном варианте осуществления настоящего изобретения, установка может располагаться вблизи полей природного газа, для отбора двуокиси углерода, и поставки СН4. Во многих газовых скважинах, имеется достаточное количество двуокиси углерода и некоторые из них закрываются по этой причине. Описанные способы RWGS и ФТ могут в некоторых случаях обходиться, используя реакцию Сабатье:
Figure 00000007
В этом процессе высвобождаются сходные количества тепла, как и в процессе ФТ (на моль оксида углерода), и конверсия имеет место приблизительно при 300°С.
Две различные реакции могут использоваться вместо описанных процессов ФТ и RWGS. Первая представляет собой процесс Лурджи, также известный как процесс Карноля, и он может использоваться. Второй представляет собой процесс получения бензина из метанола (MTG).
В то время как в реакции обратной конверсии водяного пара, двуокись углерода взаимодействует с водородом, с получением моноокиси углерода и воды, процесс Лурджи или Карноля использует такие же реагенты, как и реакция конверсии водяного пара, при других катализаторах и условиях реакции, с получением метанола. Таким образом, в другом варианте осуществления настоящего изобретения, реакция RWGS может заменять собой процесс Лурджи или Карноля, представляющий собой:
Figure 00000008
Метанол, полученный из этой реакции, затем используется в способе MTG с большой селективностью по отношению к легким углеводородам, образующим основу бензина.
Хотя настоящее изобретение описывается в его предпочтительных формах, специалисту в данной области будет ясно, что множество модификаций, дополнений и сокращений может быть проделано в нем без отклонения от духа и рамок настоящего изобретения и его эквивалентов, как приведено в следующей далее формуле изобретения.

Claims (20)

1. Способ получения углеводородных соединений, включающий в себя:
a) подачу в первый реактор обратной конверсии водяного пара с внешней подачей газообразного водорода и газообразной двуокиси углерода, где молярное отношение газообразного водорода к газообразной двуокиси углерода превышает единицу, для генерирования первого потока сингаза, содержащего смесь по меньшей мере газообразной моноокиси углерода и газообразного водорода, водяного пара и остаточной газообразной двуокиси углерода;
b) генерирование второго потока сингаза из первого потока сингаза конденсацией и удалением по меньшей мере части водяного пара из первого потока сингаза;
c) подачу второго потока сингаза во второй реактор обратной конверсии водяного пара для генерирования третьего потока сингаза, содержащего смесь по меньшей мере газообразной моноокиси углерода и газообразного водорода, водяного пара и остаточной двуокиси углерода;
d) генерирование четвертого потока сингаза из третьего потока сингаза конденсацией и удалением по меньшей мере части водяного пара из третьего потока сингаза и
e) генерирование смеси по меньшей мере углеводородных соединений из по меньшей мере газообразной моноокиси углерода и газообразного водорода из четвертого потока сингаза.
2. Способ по п.1, где рабочие температуры реакторов обратной конверсии водяного пара составляют между 350 и 500°С.
3. Способ по п.1, где стадии с) и d) повторяют в одном или нескольких последовательно расположенных реакторах обратной конверсии водяного пара.
4. Способ по п.3, где рабочие температуры реакторов обратной конверсии водяного пара составляют между 350 и 500°С.
5. Способ по пп.1-4, где по меньшей мере часть двуокиси углерода отделяется от потока сингаза, находящегося в реакторе обратной конверсии водяного пара.
6. Способ по п.5, где отделенная двуокись углерода подается в по меньшей мере один из реакторов обратной конверсии водяного пара.
7. Способ по п.5, где по меньшей мере часть отделенной двуокиси углерода подается в первый реактор обратной конверсии водяного пара.
8. Способ по пп.1-4, где двуокись углерода отделяется от смеси, генерируемой на стадии е), и подается в первый реактор обратной конверсии водяного пара.
9. Способ по пп.1-4, дополнительно включающий подачу двуокиси углерода на стадии е) в качестве части потока, образующегося в необязательном реакционном процессе, который превращает двуокись углерода в по меньшей мере моноокись углерода.
10. Система для получения углеводородных соединений, включающая по меньшей мере следующие узлы:
а) узел реактора обратной конверсии водяного пара, в который подается газообразный водород и газообразная двуокись углерода с образованием сингаза, то есть смеси по меньшей мере газообразного монооксида углерода и газообразного водорода, потока воды и остаточной газообразной двуокиси углерода;
b) узел для генерирования смеси по меньшей мере углеводородных соединений из по меньшей мере газообразной моноокиси углерода и газообразного водорода;
где узел реактора конверсии водяного пара
включает
a) первый реактор обратной конверсии водяного пара, в который подается газообразный водород и газообразная двуокись углерода, где молярное отношение газообразного водорода к газообразной двуокиси углерода превышает единицу, для генерирования первого потока сингаза, содержащего смесь по меньшей мере газообразной моноокиси углерода и газообразного водорода, водяного пара и остаточной газообразной двуокиси углерода;
b) узел для конденсации по меньшей мере части водяного пара из первого потока сингаза для генерирования второго потока сингаза;
c) второй реактор обратной конверсии водяного пара, в который подается второй поток сингаза для генерирования третьего потока сингаза;
d) узел для конденсации по меньшей мере части водяного пара из третьего потока сингаза для генерирования четвертого потока сингаза, который подается в узел для генерирования смеси по меньшей мере углеводородных соединений.
11. Система по п.10, где рабочие температуры реакторов обратной конверсии водяного пара составляют между 350 и 500°С.
12. Система по п.10, где модуль реактора обратной конверсии водяного пара содержит более двух последовательно расположенных реакторов конверсии водяного пара с узлами для конденсации по меньшей мере части водяного пара из находящегося в них потока сингаза.
13. Система по п.12, где рабочие температуры реакторов обратной конверсии водяного пара составляют между 350 и 500°С.
14. Система по любому из пп.10, 11, 12 или 13, включающая один или несколько разделяющих узлов, каждый из которых предоставлен после реактора обратной конверсии водяного пара и перед последующим реактором обратной конверсии водяного пара или узлом для генерирования смеси по меньшей мере углеводородных соединений, для отделения по меньшей мере части двуокиси углерода от имеющегося потока сингаза из по меньшей мере одного из реакторов обратной конверсии водяного пара и входящего в следующий реактор обратной конверсии водяного пара или узел для генерирования смеси по меньшей мере углеводородных соединений.
15. Система по п.14, где удаленная газообразная двуокись углерода подается в по меньшей мере один из предшествующих реакторов обратной конверсии водяного пара.
16. Система по п.15, где по меньшей мере часть удаленной газообразной двуокиси углерода подается в первый реактор обратной конверсии водяного пара.
17. Система по п.10, 11, 12 или 13, дополнительно содержащая разделяющий узел для отделения двуокиси углерода от потока, имеющегося в узле, для генерирования смеси по меньшей мере углеводородных соединений, где поток содержит смесь по меньшей мере углеводородных соединений и двуокиси углерода, и где отделенная двуокись углерода подается в первый реактор обратной конверсии водяного пара.
18. Система по п.14, дополнительно содержащая разделяющий узел для отделения двуокиси углерода от потока, имеющегося в узле, для генерирования смеси по меньшей мере углеводородных соединений, где поток содержит смесь по меньшей мере углеводородных соединений и двуокиси углерода, и где отделенная двуокись углерода подается в первый реактор обратной конверсии водяного пара.
19. Система по п.10, 11, 12 или 13, дополнительно содержащая
a) узел для генерирования моноокиси углерода, образующейся путем необязательного реакционного процесса, который превращает двуокись углерода в моноокись углерода, и
b) узел для подачи имеющегося потока а) в узел для генерирования смеси углеводородных соединений из по меньшей мере газообразной моноокиси углерода и газообразного водорода.
20. Система по п.14, дополнительно содержащая
a) узел для генерирования моноокиси углерода, образующейся путем необязательного реакционного процесса, который превращает двуокись углерода в моноокись углерода, и
b) узел для подачи имеющегося потока а) в узел для генерирования смеси углеводородных соединений из по меньшей мере газообразной моноокиси углерода и газообразного водорода.
RU2007138221/04A 2005-03-16 2006-03-16 Системы, способы и композиции для получения синтетических углеводородных соединений RU2394871C2 (ru)

Applications Claiming Priority (4)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US66192305P 2005-03-16 2005-03-16
US60/661,923 2005-03-16
US67817405P 2005-05-06 2005-05-06
US60/678,174 2005-05-06

Related Child Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
RU2010111716/04A Division RU2010111716A (ru) 2005-03-16 2010-03-26 Системы и способы для получения синтетических углеводородных соединений

Publications (2)

Publication Number Publication Date
RU2007138221A RU2007138221A (ru) 2009-04-27
RU2394871C2 true RU2394871C2 (ru) 2010-07-20

Family

ID=36694212

Family Applications (2)

Application Number Title Priority Date Filing Date
RU2007138221/04A RU2394871C2 (ru) 2005-03-16 2006-03-16 Системы, способы и композиции для получения синтетических углеводородных соединений
RU2010111716/04A RU2010111716A (ru) 2005-03-16 2010-03-26 Системы и способы для получения синтетических углеводородных соединений

Family Applications After (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
RU2010111716/04A RU2010111716A (ru) 2005-03-16 2010-03-26 Системы и способы для получения синтетических углеводородных соединений

Country Status (12)

Country Link
US (6) US7642292B2 (ru)
EP (1) EP1861478B1 (ru)
JP (1) JP5155147B2 (ru)
KR (1) KR101318966B1 (ru)
CN (2) CN103059899A (ru)
AT (1) ATE546508T1 (ru)
CA (1) CA2601445C (ru)
HK (1) HK1116512A1 (ru)
PL (1) PL1861478T3 (ru)
RU (2) RU2394871C2 (ru)
SG (1) SG160406A1 (ru)
WO (1) WO2006099573A1 (ru)

Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2600650C2 (ru) * 2011-01-07 2016-10-27 Эдванст Плазма Пауэр Лимитед Получение газового потока

Families Citing this family (137)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US7024796B2 (en) 2004-07-19 2006-04-11 Earthrenew, Inc. Process and apparatus for manufacture of fertilizer products from manure and sewage
US7024800B2 (en) * 2004-07-19 2006-04-11 Earthrenew, Inc. Process and system for drying and heat treating materials
US7694523B2 (en) 2004-07-19 2010-04-13 Earthrenew, Inc. Control system for gas turbine in material treatment unit
US7685737B2 (en) 2004-07-19 2010-03-30 Earthrenew, Inc. Process and system for drying and heat treating materials
WO2006099573A1 (en) 2005-03-16 2006-09-21 Fuelcor Llc Systems, methods, and compositions for production of synthetic hydrocarbon compounds
US7892418B2 (en) 2005-04-11 2011-02-22 Oil Tech SARL Process for producing low sulfur and high cetane number petroleum fuel
US7610692B2 (en) 2006-01-18 2009-11-03 Earthrenew, Inc. Systems for prevention of HAP emissions and for efficient drying/dehydration processes
WO2007108014A1 (en) * 2006-03-20 2007-09-27 Cri Ehf Process for producing liquid fuel from carbon dioxide and water
DE102006035893A1 (de) 2006-07-31 2008-02-07 Wolf, Bodo M., Dr. Verfahren zur Wiederaufarbeitung von Verbrennungsprodukten fossiler Brennstoffe
WO2008027980A1 (en) 2006-08-29 2008-03-06 The Regents Of The University Of Colorado, A Body Corporate Rapid solar-thermal conversion of biomass to syngas
WO2008044056A2 (en) * 2006-10-14 2008-04-17 Stratos Fuels Limited A method for making a fuel using renewable- source energy
CA2696818A1 (en) * 2007-03-19 2008-09-25 Doty Scientific, Inc. Hydrocarbon and alcohol fuels from variable, renewable energy at very high efficiency
GB2459430A (en) * 2007-12-10 2009-10-28 Neutral Carbon Ltd Production of hydrocarbons from carbon dioxide
US8366902B2 (en) 2008-03-24 2013-02-05 Battelle Energy Alliance, Llc Methods and systems for producing syngas
FR2931168B1 (fr) * 2008-05-15 2010-07-30 Areva Procede de production de composes du type cxhyoz par reduction de dioxyde de carbone (co2) et/ou de monoxyde de carbone (co)
US20090313886A1 (en) * 2008-06-24 2009-12-24 Sundrop Fuels, Inc. Various methods and apparatus for solar assisted chemical and energy processes
WO2010007602A1 (en) * 2008-07-18 2010-01-21 Ffgf Limited The production of hydrogen, oxygen and hydrocarbons
CA2742755C (en) * 2008-11-06 2015-10-20 Yeda Research And Development Co. Ltd. Methods and apparatus of electrochemical production of carbon monoxide, and uses thereof
US8184763B2 (en) * 2009-01-13 2012-05-22 Areva Sa System and a process for producing at least one hydrocarbon fuel from a carbonaceous material
US20120079767A1 (en) * 2009-04-02 2012-04-05 Stephen Aplin Fuel from separate hydrogen and carbon monoxide feeds
US20100314290A1 (en) * 2009-06-10 2010-12-16 Co2 Solutions Llc Fluid catalytic cracking process including flue gas conversion process
FR2947832B1 (fr) * 2009-07-09 2013-01-11 Areva Procede de production d'hydrocarbures synthetiques
FR2947833B1 (fr) * 2009-07-09 2012-03-02 Areva Installation de production d'hydrocarbures synthetiques
EP2467451A1 (en) 2009-08-20 2012-06-27 Antecy B.V. Artificial photosynthesis
US8278362B2 (en) * 2009-08-25 2012-10-02 Barak Leland Wiesner Method of combining existing chemical processes to produce hydrocarbon fuels
US7806947B2 (en) * 2009-08-31 2010-10-05 Gunnerman Rudolf W Liquid hydrocarbon fuel from methane assisted by spontaneously generated voltage
AU2010320483A1 (en) * 2009-11-20 2012-07-12 Cri Ehf Storage of intermittent renewable energy as fuel using carbon containing feedstock
AU2010331418B2 (en) * 2009-12-18 2016-02-25 Cosmo Oil Co., Ltd. Catalyst composition for production of hydrocarbons and method for producing hydrocarbons
CN103270196B (zh) 2010-12-24 2016-08-10 丰田自动车株式会社 燃料制造系统
FR2971789B1 (fr) * 2011-02-22 2013-02-22 Areva Methode de production de methanol ou d'hydrocarbures a partir d'une matiere carbonee, avec une etape de reformage dont les conditions de fontionnement sont ajustees selectivement
MX2013009916A (es) * 2011-02-28 2014-02-27 Hannibal Método y sistema para la producción de combustible líquido sintético por gasificación indirecta.
KR101211263B1 (ko) * 2011-03-17 2012-12-11 한국과학기술원 전기화학 반응 장치 및 그 제조 방법
US9493709B2 (en) 2011-03-29 2016-11-15 Fuelina Technologies, Llc Hybrid fuel and method of making the same
CZ304079B6 (cs) * 2011-06-23 2013-10-02 Gascontrol, Spolecnost S R.O. Energetický systém vyuzívající spojení generátoru vodíku a kyslíku se systémem plynové mikroturbíny v kombinaci s organickým Rankinovým cyklem
GB201120399D0 (en) * 2011-11-25 2012-01-11 Air Fuel Synthesis Ltd Convertion of carbon dioxide
GB201120398D0 (en) 2011-11-25 2012-01-11 Air Fuel Synthesis Ltd Carbon dioxide convertion process
DE102012216090A1 (de) * 2012-09-11 2014-03-13 Siemens Aktiengesellschaft Grüne Verbundanlage zur Herstellung von chemischen und petrochemischen Produkten
US9475996B2 (en) 2012-10-17 2016-10-25 Richard Max Mandle Centrifugal fluid ring plasma reactor
KR101412015B1 (ko) * 2012-10-29 2014-07-01 한국과학기술연구원 고체산을 이용한 합성가스 제조 방법
KR101717866B1 (ko) 2013-01-04 2017-03-17 사우디 아라비안 오일 컴퍼니 태양 복사를 활용하는 신가스 생산 셀을 통해 탄화수소 연료로 이산화탄소 전환
PT106779A (pt) 2013-02-13 2014-08-13 José Jo O Santana Campos Rodrigues Electrolisador e processo de produção de gás de síntese, por electrólise da água, usando eléctrodos de grafite/carbono
US20160083658A1 (en) * 2013-04-19 2016-03-24 Gunnar Sanner Methods for production of liquid hydrocarbons from energy, co2 and h2o
RU2016106698A (ru) 2013-07-31 2017-09-01 Аквахайдрекс Пти Лтд Способ и электрохимическая ячейка для управления электрохимическими реакциями
KR101424992B1 (ko) * 2014-03-11 2014-08-01 (주)태원 연료 저감형 버너 장치
AU2015358565B2 (en) 2014-12-03 2020-11-05 Drexel University Direct incorporation of natural gas into hydrocarbon liquid fuels
WO2017100846A1 (en) * 2015-12-14 2017-06-22 Aquahydrex Pty Ltd High pressure electrochemical cell
DE102016209027A1 (de) * 2016-05-24 2017-11-30 Thyssenkrupp Ag Anlagenverbund zur Herstellung mineralischer Baustoffe sowie ein Verfahren zum Betreiben des Anlagenverbundes
DE102016209028A1 (de) * 2016-05-24 2017-11-30 Thyssenkrupp Ag Anlagenverbund zur Herstellung mineralischer Baustoffe sowie ein Verfahren zum Betreiben des Anlagenverbundes
GB2552010A (en) * 2016-07-07 2018-01-10 Leslie Mcneight David Synthesising carbon compounds
MX2019004646A (es) * 2016-10-25 2019-06-17 Nextchem S R L Proceso y aparato relacionado para producir hidrogeno puro a partir de un gas de sintesis originado de la gasificacion de desechos.
AU2017383560B2 (en) * 2016-12-23 2023-05-25 Carbon Engineering Ltd. Method and system for synthesizing fuel from dilute carbon dioxide source
JP6597687B2 (ja) * 2017-03-21 2019-10-30 株式会社豊田中央研究所 電力貯蔵システム、及び電力貯蔵・供給システム
JP7306990B2 (ja) * 2017-05-31 2023-07-11 古河電気工業株式会社 Ｃｏシフトもしくは逆シフト触媒構造体及びその製造方法、ｃｏシフトまたは逆シフト反応装置、二酸化炭素と水素の製造方法、並びに一酸化炭素と水の製造方法
WO2018221693A1 (ja) 2017-05-31 2018-12-06 国立大学法人北海道大学 機能性構造体及び機能性構造体の製造方法
CN110730687A (zh) 2017-05-31 2020-01-24 古河电气工业株式会社 催化裂化用或加氢脱硫用催化剂结构体、具有该催化剂结构体的催化裂化装置以及加氢脱硫装置、以及催化裂化用或加氢脱硫用催化剂结构体的制造方法
US11161101B2 (en) 2017-05-31 2021-11-02 Furukawa Electric Co., Ltd. Catalyst structure and method for producing the catalyst structure
CN110678258A (zh) 2017-05-31 2020-01-10 国立大学法人北海道大学 功能性结构体以及功能性结构体的制造方法
JP7316934B2 (ja) 2017-05-31 2023-07-28 古河電気工業株式会社 水素化脱硫用触媒構造体、該触媒構造体を備える水素化脱硫装置及び水素化脱硫用触媒構造体の製造方法
JP7269169B2 (ja) 2017-05-31 2023-05-08 古河電気工業株式会社 メタノール改質触媒構造体、メタノール改質用装置、メタノール改質触媒構造体の製造方法及びオレフィンまたは芳香族炭化水素の少なくとも一方の製造方法
WO2018221696A1 (ja) 2017-05-31 2018-12-06 古河電気工業株式会社 排気ガス浄化用酸化触媒構造体及びその製造方法、自動車の排気ガス処理装置、触媒成形体、並びに気体浄化方法
CN110691645A (zh) 2017-05-31 2020-01-14 国立大学法人北海道大学 功能性结构体以及功能性结构体的制造方法
EP3415466A1 (de) * 2017-06-12 2018-12-19 SunFire GmbH Russvermeidungs- und/oder russverminderungsverfahren sowie -anordnung und russbeseitigungsverfahren sowie -anordnung in abkühlstrecken sowie rekuperatoren
US20220136119A1 (en) * 2018-01-22 2022-05-05 Opus 12 Incorporated System and method for carbon dioxide reactor control
US20210230005A1 (en) * 2018-05-30 2021-07-29 Korea Research Institute Of Chemical Technology Energy-efficient system and method for carbon dioxide conversion
AU2019393943B2 (en) 2018-12-03 2022-03-17 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. A process and reactor for converting carbon dioxide into carbon monoxide
US20220127538A1 (en) * 2019-01-31 2022-04-28 Korea Research Institute Of Chemical Technology Carbon dioxide conversion process and system therefor
KR102230155B1 (ko) * 2019-01-31 2021-03-22 한국화학연구원 이산화탄소 전환 공정 및 그 시스템
KR20210122260A (ko) 2019-02-01 2021-10-08 아쿠아하이드렉스, 인크. 제한된 전해질을 갖춘 전기화학적 시스템
CN110127611A (zh) * 2019-05-16 2019-08-16 宁夏渝丰化工股份有限公司 合成氨工艺原料气转换供热系统
CN114222833A (zh) * 2019-06-05 2022-03-22 巴斯夫欧洲公司 利用铝生产中产生的碳氧化物的方法和系统
CN113924388A (zh) * 2019-06-05 2022-01-11 巴斯夫欧洲公司 处理铝生产中形成的碳氧化物的方法和集成网络
JP2021009820A (ja) * 2019-07-02 2021-01-28 株式会社デンソー エネルギマネジメントシステム
JP7140731B2 (ja) * 2019-09-17 2022-09-21 株式会社東芝 電気化学反応装置及び有価物製造システム
CN114466815A (zh) * 2019-09-27 2022-05-10 含氧低碳投资有限责任公司 用于二氧化碳的转化的工艺
US11572517B2 (en) 2019-12-03 2023-02-07 Saudi Arabian Oil Company Processing facility to produce hydrogen and petrochemicals
US11193072B2 (en) 2019-12-03 2021-12-07 Saudi Arabian Oil Company Processing facility to form hydrogen and petrochemicals
US11680521B2 (en) 2019-12-03 2023-06-20 Saudi Arabian Oil Company Integrated production of hydrogen, petrochemicals, and power
US11247897B2 (en) 2019-12-23 2022-02-15 Saudi Arabian Oil Company Base oil production via dry reforming
US11426708B2 (en) 2020-03-02 2022-08-30 King Abdullah University Of Science And Technology Potassium-promoted red mud as a catalyst for forming hydrocarbons from carbon dioxide
WO2021191962A1 (ja) * 2020-03-23 2021-09-30 株式会社日立製作所 製造システム
US20230149889A1 (en) * 2020-03-31 2023-05-18 Osaka Gas Co., Ltd. Hydrocarbon Production System
JPWO2021201190A1 (ru) * 2020-03-31 2021-10-07
US11492255B2 (en) 2020-04-03 2022-11-08 Saudi Arabian Oil Company Steam methane reforming with steam regeneration
US11498886B2 (en) * 2020-05-04 2022-11-15 Infinium Technology, Llc Catalysts and processes for the direct production of liquid fuels from carbon dioxide and hydrogen
CA3215266A1 (en) * 2020-05-04 2021-11-11 Infinium Technology, Llc Process for capture of carbon dioxide from air and the direct conversion of carbon dioxide into fuels and chemicals
AU2021284970B2 (en) * 2020-06-01 2023-10-12 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. A process and reactor for converting carbon dioxide into carbon monoxide, involving a catalyst
US11420915B2 (en) 2020-06-11 2022-08-23 Saudi Arabian Oil Company Red mud as a catalyst for the isomerization of olefins
US11495814B2 (en) 2020-06-17 2022-11-08 Saudi Arabian Oil Company Utilizing black powder for electrolytes for flow batteries
US12000056B2 (en) 2020-06-18 2024-06-04 Saudi Arabian Oil Company Tandem electrolysis cell
US11583824B2 (en) 2020-06-18 2023-02-21 Saudi Arabian Oil Company Hydrogen production with membrane reformer
US11492254B2 (en) 2020-06-18 2022-11-08 Saudi Arabian Oil Company Hydrogen production with membrane reformer
US11999619B2 (en) 2020-06-18 2024-06-04 Saudi Arabian Oil Company Hydrogen production with membrane reactor
CN114015472A (zh) * 2020-07-15 2022-02-08 中国石油大学(华东) 一种逆水煤气变换反应及其与电解水制氢耦合的煤制甲醇工艺
US11685865B2 (en) * 2020-08-28 2023-06-27 Methylennium Energy Corp. System and method for production of hydrocarbons from carbon dioxide
DE102020211407A1 (de) 2020-09-10 2022-03-10 Caphenia Gmbh Verfahren und Vorrichtung zur Herstellung von Synthesegas
WO2022056573A1 (en) * 2020-09-15 2022-03-24 Samuel Okechukwu Umealu Incomplete combustion as a means of reducing carbon dioxide emissions
AU2021201303B1 (en) * 2021-02-28 2022-03-10 Umealu, Samuel Okechukwu DR Incomplete Combustion as a means of eliminating/reducing Carbon dioxide (CO2) emission and generating renewable energy
GB2599967B (en) 2020-10-14 2022-12-14 Velocys Tech Ltd Gasification process
GB202016416D0 (en) * 2020-10-16 2020-12-02 Johnson Matthey Davy Technologies Ltd Process for synthesising hydrocarbons
US11913361B2 (en) 2020-11-30 2024-02-27 Rondo Energy, Inc. Energy storage system and alumina calcination applications
US11913362B2 (en) 2020-11-30 2024-02-27 Rondo Energy, Inc. Thermal energy storage system coupled with steam cracking system
IL303311A (en) 2020-11-30 2023-07-01 Rondo Energy Inc Energy storage system and applications
US12018596B2 (en) 2020-11-30 2024-06-25 Rondo Energy, Inc. Thermal energy storage system coupled with thermal power cycle systems
CN116600885A (zh) * 2020-12-18 2023-08-15 国际壳牌研究有限公司 用于使用催化逆水煤气变换生产合成气的方法
US11814289B2 (en) 2021-01-04 2023-11-14 Saudi Arabian Oil Company Black powder catalyst for hydrogen production via steam reforming
US11724943B2 (en) 2021-01-04 2023-08-15 Saudi Arabian Oil Company Black powder catalyst for hydrogen production via dry reforming
US11718522B2 (en) 2021-01-04 2023-08-08 Saudi Arabian Oil Company Black powder catalyst for hydrogen production via bi-reforming
US11820658B2 (en) 2021-01-04 2023-11-21 Saudi Arabian Oil Company Black powder catalyst for hydrogen production via autothermal reforming
US11427519B2 (en) 2021-01-04 2022-08-30 Saudi Arabian Oil Company Acid modified red mud as a catalyst for olefin isomerization
AU2022206298A1 (en) * 2021-01-08 2023-07-06 Research Triangle Institute Method to control syngas composition from an engine-based syngas generator
US20220228270A1 (en) * 2021-01-11 2022-07-21 Vivek Pathak Device and method for large scale harvesting of solar energy through hydrogen production
EP4027419B1 (en) * 2021-01-12 2024-03-27 DynElectro ApS Power converter systems for electrolysis stacks
CN117255714A (zh) 2021-01-15 2023-12-19 碳回收国际公司 甲醇合成反应器
KR102580498B1 (ko) * 2021-07-02 2023-09-20 한국화학연구원 이산화탄소의 탄화수소로의 전환 시스템 및 그 전환 공정
US11578016B1 (en) 2021-08-12 2023-02-14 Saudi Arabian Oil Company Olefin production via dry reforming and olefin synthesis in a vessel
US11718575B2 (en) 2021-08-12 2023-08-08 Saudi Arabian Oil Company Methanol production via dry reforming and methanol synthesis in a vessel
US11787759B2 (en) 2021-08-12 2023-10-17 Saudi Arabian Oil Company Dimethyl ether production via dry reforming and dimethyl ether synthesis in a vessel
CA3230154A1 (en) * 2021-09-14 2023-03-23 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. A method for producing syngas using catalytic reverse water gas shift
GB2611320A (en) * 2021-09-29 2023-04-05 Catagen Ltd System and method for E-fuel production
US11857938B2 (en) * 2021-11-16 2024-01-02 Infinium Technology, Llc Systems and methods for controlling a Power-to-X process to reduce feedstock costs
US11617981B1 (en) 2022-01-03 2023-04-04 Saudi Arabian Oil Company Method for capturing CO2 with assisted vapor compression
US12018392B2 (en) 2022-01-03 2024-06-25 Saudi Arabian Oil Company Methods for producing syngas from H2S and CO2 in an electrochemical cell
WO2023139258A1 (en) * 2022-01-24 2023-07-27 Topsoe A/S Conversion of co2 and h2 to syngas
JP7449326B2 (ja) 2022-03-25 2024-03-13 本田技研工業株式会社 燃料製造システム
WO2023222799A1 (en) * 2022-05-19 2023-11-23 Totalenergies Onetech Method for producing sustainable fuel via methanol
WO2023225066A1 (en) * 2022-05-20 2023-11-23 Alfred Sklar Green hydrogen for the generation of electricity and other uses
WO2024000371A1 (en) * 2022-06-30 2024-01-04 Bp P.L.C. Integrated fischer-tropsch processes
US11807591B1 (en) * 2022-08-04 2023-11-07 Uop Llc Processes and apparatuses for converting carbon dioxide into olefins
WO2024035474A1 (en) 2022-08-12 2024-02-15 Twelve Benefit Corporation Acetic acid production
CN115784235A (zh) * 2022-11-21 2023-03-14 华东理工大学 一种工业硅的冶炼方法、冶炼系统
US11846034B1 (en) 2022-11-23 2023-12-19 Dioxycle Carbon monoxide electrolyzers used with reverse water gas shift reactors for the conversion of carbon dioxide into added-value products
FR3142475A1 (fr) * 2022-11-25 2024-05-31 IFP Energies Nouvelles Production de carburants de synthèse à partir de dioxyde de carbone avec oxycombustion partielle ou totale de sous-produits
FR3142478A1 (fr) * 2022-11-25 2024-05-31 IFP Energies Nouvelles Production de carburants de synthèse à partir de dioxyde de carbone avec séparation de dioxyde de carbone
FR3142476A1 (fr) * 2022-11-25 2024-05-31 IFP Energies Nouvelles Production de carburants de synthèse à partir de dioxyde de carbone avec combustion à l’air de sous-produits
FR3142477A1 (fr) * 2022-11-25 2024-05-31 IFP Energies Nouvelles Production de carburants de synthèse à partir de CO2 avec oxycombustion partielle de sous-produits et séparation de CO2
FR3142474A1 (fr) * 2022-11-25 2024-05-31 IFP Energies Nouvelles Valorisation énergétique pour la production de carburants de synthèse à partir de dioxyde de carbone
JP7474013B1 (ja) 2023-09-07 2024-04-24 株式会社 ユーリカ エンジニアリング 発電設備併設ｅ－ｆｕｅｌ生産システムおよび発電設備併設ｅ－ｆｕｅｌ生産方法

Family Cites Families (184)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
USRE30085E (en) 1965-03-31 1979-08-28 Compagnie Francaise D'etudes Et De Construction Technip Method and apparatus for the coding and low temperature liquefaction of gaseous mixtures
US4152292A (en) 1972-05-30 1979-05-01 Universal Oil Products Company Method of initiating essentially complete oxidation of co to co2 in a spent-catalyst regeneration zone
US4157165A (en) * 1976-05-14 1979-06-05 Bell Telephone Laboratories, Incorporated Coil winding and terminating machine
US4074980A (en) 1976-07-02 1978-02-21 Horizons Research Incorporated Process for production of carbon monoxide and hydrogen
US4081253A (en) 1976-12-10 1978-03-28 Texaco Development Corporation Production of purified synthesis gas and carbon monoxide
DE2657598A1 (de) 1976-12-18 1978-06-22 Krupp Koppers Gmbh Verfahren zur erzeugung eines kohlenmonoxydreichen gases
US4279830A (en) 1977-08-22 1981-07-21 Mobil Oil Corporation Conversion of synthesis gas to hydrocarbon mixtures utilizing dual reactors
DE2742452A1 (de) 1977-09-21 1979-03-29 Wolfgang Dipl Ing D Junkermann Treibstoffsynthesegaserzeugeranlage
DE2747517A1 (de) 1977-10-22 1979-04-26 Didier Eng Verfahren und vorrichtung zum mehrstufigen katalytischen methanisieren
US4265868A (en) 1978-02-08 1981-05-05 Koppers Company, Inc. Production of carbon monoxide by the gasification of carbonaceous materials
FR2418280A1 (fr) 1978-02-28 1979-09-21 Comp Generale Electricite Electrode bipolaire pour electrolyseur
US4235694A (en) 1978-10-06 1980-11-25 Hall Frederick F Electrolytic cells for hydrogen gas production
US4225401A (en) 1978-12-22 1980-09-30 Kernforschungsanlage Julich Gesellschaft Mit Beschrankter Haftung Method for generating hydrogen and oxygen
US4285786A (en) 1980-05-09 1981-08-25 Allied Chemical Corporation Apparatus and method of monitoring temperature in a multi-cell electrolyzer
US4457816A (en) 1980-11-25 1984-07-03 Hydor Corporation Electrolysis method for decomposing water into hydrogen gas and oxygen gas
US4357224A (en) 1981-04-07 1982-11-02 Westinghouse Electric Corp. Energy efficient electrolyzer for the production of hydrogen
CA1176228A (en) 1981-05-18 1984-10-16 Minoru Koikeda Catalyst for the production of hydrocarbons from the synthesis gas
US4477595A (en) 1982-03-31 1984-10-16 Exxon Research And Engineering Co. Liquid hydrocarbon synthesis using supported ruthenium catalysts
DE3318855A1 (de) 1983-05-25 1984-11-29 Basf Ag, 6700 Ludwigshafen Verfahren zur herstellung von methanol
US4553981A (en) 1984-02-07 1985-11-19 Union Carbide Corporation Enhanced hydrogen recovery from effluent gas streams
CA1241667A (en) 1984-04-25 1988-09-06 Martin F.M. Post Process for the preparation of hydrocarbons
GB8411210D0 (en) 1984-05-02 1984-06-06 British Petroleum Co Plc Conversion process
IT1190356B (it) 1985-05-24 1988-02-16 Snam Progetti Procedimento oriogenico di rimozione selettiva di gas acidi da miscele di gas mediante solventi
DE3531307A1 (de) 1985-09-02 1987-03-05 Linde Ag Verfahren zur abtrennung von c(pfeil abwaerts)2(pfeil abwaerts)(pfeil abwaerts)+(pfeil abwaerts)-kohlenwasserstoffen aus erdgas
JPS62102074A (ja) 1985-10-30 1987-05-12 株式会社日立製作所 ガス分離方法及び装置
US5227407A (en) 1985-12-30 1993-07-13 Exxon Research And Engineering Company Water addition for increased CO/H2 hydrocarbon synthesis activity over catalysts comprising cobalt, ruthenium and mixtures thereof which may include a promoter metal
US4782096A (en) 1986-02-10 1988-11-01 Foster Wheeler Usa Corporation Process for the production of synthesis gas
US5504118A (en) 1986-05-08 1996-04-02 Rentech, Inc. Process for the production of hydrocarbons
US5621155A (en) 1986-05-08 1997-04-15 Rentech, Inc. Process for the production of hydrocarbons
US5543437A (en) 1986-05-08 1996-08-06 Rentech, Inc. Process for the production of hydrocarbons
US5645613A (en) 1992-04-13 1997-07-08 Rentech, Inc. Process for the production of hydrocarbons
US5770630A (en) 1986-09-23 1998-06-23 Foster Wheeler Energy Limited Manufacture of organic liquids
US6319960B1 (en) 1986-10-03 2001-11-20 Exxon Research & Engineering Company Method for hydrocarbon synthesis reactions
US4738904A (en) 1986-10-14 1988-04-19 Hughes Aircraft Company Low temperature thermoelectrochemical system and method
GB8703751D0 (en) 1987-02-18 1987-03-25 Costain Petrocarbon Separation of hydrocarbon mixtures
US4720293A (en) 1987-04-28 1988-01-19 Air Products And Chemicals, Inc. Process for the recovery and purification of ethylene
US5545674A (en) 1987-05-07 1996-08-13 Exxon Research And Engineering Company Surface supported cobalt catalysts, process utilizing these catalysts for the preparation of hydrocarbons from synthesis gas and process for the preparation of said catalysts
DE3802553C2 (de) 1988-01-28 1996-06-20 Linde Ag Verfahren zur Abtrennung von Kohlenwasserstoffen
US4946477A (en) * 1988-04-07 1990-08-07 Air Products And Chemicals, Inc. IGCC process with combined methanol synthesis/water gas shift for methanol and electrical power production
JPH0243987A (ja) 1988-05-11 1990-02-14 Permelec Electrode Ltd 複極式電解槽
US4923492A (en) 1989-05-22 1990-05-08 Hewitt J Paul Closed system refrigeration using a turboexpander
US4895584A (en) 1989-01-12 1990-01-23 Pro-Quip Corporation Process for C2 recovery
US4970867A (en) 1989-08-21 1990-11-20 Air Products And Chemicals, Inc. Liquefaction of natural gas using process-loaded expanders
US5028634A (en) 1989-08-23 1991-07-02 Exxon Research & Engineering Company Two stage process for hydrocarbon synthesis
US5513600A (en) 1989-09-11 1996-05-07 Teves; Antonio Y. Water fuel converter for automotive and other engines
US5035732A (en) 1990-01-04 1991-07-30 Stone & Webster Engineering Corporation Cryogenic separation of gaseous mixtures
US5102645A (en) 1990-06-21 1992-04-07 Liquid Carbonic Corporation Method for manufacture of high purity carbon monoxide
US5073356A (en) 1990-09-20 1991-12-17 Air Products And Chemicals, Inc. Integrated processes for the production of carbon monoxide
US5344849A (en) 1990-10-31 1994-09-06 Canada Chemical Corporation Catalytic process for the production of hydrocarbons
BE1004688A3 (fr) 1991-03-20 1993-01-12 Solvay Electrode bipolaire pour electrolyseur du type serie et electrolyseur du type serie.
US5375422A (en) 1991-04-09 1994-12-27 Butts; Rayburn C. High efficiency nitrogen rejection unit
US5141544A (en) 1991-04-09 1992-08-25 Butts Rayburn C Nitrogen rejection unit
US5257505A (en) 1991-04-09 1993-11-02 Butts Rayburn C High efficiency nitrogen rejection unit
US5139548A (en) 1991-07-31 1992-08-18 Air Products And Chemicals, Inc. Gas liquefaction process control system
US5346679A (en) 1991-08-15 1994-09-13 Agency Of Industrial Science & Technology Method for reduction of carbon dioxide, catalyst for the reduction, and method for production of the catalyst
US5198310A (en) 1991-09-11 1993-03-30 Institute Of Gas Technology Thermal management in fuel cell system by feed gas conditioning
JPH05193902A (ja) * 1992-01-16 1993-08-03 Hitachi Ltd 放射線励起による半導体触媒を用いた水素生成装置
US5231835A (en) 1992-06-05 1993-08-03 Praxair Technology, Inc. Liquefier process
CA2100811C (en) 1992-08-19 1999-01-19 Akhilesh Kapoor Hydrogen and carbon monoxide production by partial oxidation of hydrocarbon feed
US5309720A (en) 1992-10-30 1994-05-10 Q. B. Johnson Manufacturing, Inc. Cryogenic system for processing a hydrocarbon gas stream
JPH06159928A (ja) 1992-11-20 1994-06-07 Chiyoda Corp 天然ガス液化方法
DK169615B1 (da) 1992-12-10 1994-12-27 Topsoe Haldor As Fremgangsmåde til fremstilling af carbonmonoxidrig gas
NO301538B1 (no) 1993-03-09 1997-11-10 Exxon Research Engineering Co Fremgangsmåte ved fjerning av varme fra en hydrokarbonsyntese-reaksjonssone
CN1122615A (zh) 1993-03-15 1996-05-15 赖丁有限公司 电解生产设备
US5271813A (en) 1993-03-29 1993-12-21 University Of Central Florida Apparatus and method for the electrolysis of water employing a sulfonated solid polymer electrolyte
FR2703762B1 (fr) 1993-04-09 1995-05-24 Maurice Grenier Procédé et installation de refroidissement d'un fluide, notamment pour la liquéfaction de gaz naturel.
JPH07136462A (ja) * 1993-11-12 1995-05-30 Toshiba Corp 排ガス中の二酸化炭素固定方法及びこの方法を用いた環境調和型発電プラント
US5741440A (en) 1994-02-28 1998-04-21 Eastman Chemical Company Production of hydrogen and carbon monoxide
US5714657A (en) 1994-03-11 1998-02-03 Devries; Louis Natural gas conversion to higher hydrocarbons
US5498638A (en) 1994-04-29 1996-03-12 Exxon Research & Engineering Co. Staged hydrocarbon synthesis process
KR0138587B1 (ko) * 1994-08-19 1998-05-01 김은영 새로운 메탄올 합성방법
GB9421734D0 (en) 1994-10-28 1994-12-14 Bp Chem Int Ltd Hydrocarbon conversion process
US5615561A (en) 1994-11-08 1997-04-01 Williams Field Services Company LNG production in cryogenic natural gas processing plants
DE4440406C1 (de) 1994-11-11 1996-04-04 Linde Ag Verfahren zum Verflüssigen einer unter Druck stehenden kohlenwasserstoffreichen Fraktion
US6293979B1 (en) 1994-12-19 2001-09-25 Council Of Scientific & Industrial Research Process for the catalytic conversion of methane or natural gas to syngas or a mixture of carbon monoxide and hydrogen
DE19504632C2 (de) 1995-02-13 2000-05-18 Deutsch Zentr Luft & Raumfahrt Elektrolyseur und Verfahren zur Elektrolyse eines fluiden Elektrolyts
JP2911381B2 (ja) 1995-03-01 1999-06-23 神鋼パンテツク株式会社 水素・酸素発生装置
US6187226B1 (en) 1995-03-14 2001-02-13 Bechtel Bwxt Idaho, Llc Thermal device and method for production of carbon monoxide and hydrogen by thermal dissociation of hydrocarbon gases
DE19522083A1 (de) * 1995-04-01 1996-10-02 Manfred Dr Schoenberg Benzinherstellung aus Steinen und Meerwasser zu Demonstrationszwecken
US6303092B1 (en) 1995-04-10 2001-10-16 Air Products And Chemicals, Inc. Process for operating equilibrium controlled reactions
US5537827A (en) 1995-06-07 1996-07-23 Low; William R. Method for liquefaction of natural gas
DE19522093A1 (de) * 1995-06-19 1997-01-09 Neuhaus Neotec Maschinen Und A Walzenmahlwerk
US5685170A (en) 1995-11-03 1997-11-11 Mcdermott Engineers & Constructors (Canada) Ltd. Propane recovery process
FR2741064B1 (fr) 1995-11-10 1997-12-12 Inst Francais Du Petrole Procede de conversion de gaz de synthese en hydrocarbures
US6090312A (en) 1996-01-31 2000-07-18 Ziaka; Zoe D. Reactor-membrane permeator process for hydrocarbon reforming and water gas-shift reactions
JP2846278B2 (ja) * 1996-02-19 1999-01-13 和歌山県 硬化不飽和ポリエステル樹脂廃棄物の再利用法
US6054228A (en) * 1996-06-06 2000-04-25 Lynntech, Inc. Fuel cell system for low pressure operation
NO962776A (no) 1996-07-01 1997-12-08 Statoil Asa Fremgangsmåte og anlegg for flytendegjøring/kondisjonering av en komprimert gass/hydrokarbonstrøm utvunnet fra en petroleumforekomst
IT1283774B1 (it) 1996-08-07 1998-04-30 Agip Petroli Processo di fischer-tropsch con reattore a colonna a bolle multistadio
DE19634111A1 (de) 1996-08-23 1998-02-26 Eisenmann Ernst Dipl Ing Fh Biomasseumsetzung zu Kraftstoffen mittels überkritischer Kohlensäure
US6080290A (en) 1997-01-03 2000-06-27 Stuart Energy Systems Corporation Mono-polar electrochemical system with a double electrode plate
US5968325A (en) 1997-01-07 1999-10-19 A.T.S. Electro-Lube Holdings Ltd. Auto-electrolytic hydrogen generator
NO311696B1 (no) 1997-01-24 2002-01-07 Norske Stats Oljeselskap Fremgangsmåte og integrert prosessanlegg for fremstilling av synfuel og el-kraft
GB2322633A (en) 1997-02-28 1998-09-02 Norske Stats Oljeselskap Fischer-Tropsch reactor
DE19716415C1 (de) 1997-04-18 1998-10-22 Linde Ag Verfahren zum Verflüssigen eines Kohlenwasserstoff-reichen Stromes
TW366410B (en) 1997-06-20 1999-08-11 Exxon Production Research Co Improved cascade refrigeration process for liquefaction of natural gas
TW366411B (en) 1997-06-20 1999-08-11 Exxon Production Research Co Improved process for liquefaction of natural gas
US5890377A (en) 1997-11-04 1999-04-06 Abb Randall Corporation Hydrocarbon gas separation process
US5953935A (en) 1997-11-04 1999-09-21 Mcdermott Engineers & Constructors (Canada) Ltd. Ethane recovery process
US6750228B1 (en) * 1997-11-14 2004-06-15 Pharmacia Corporation Aromatic sulfone hydroxamic acid metalloprotease inhibitor
WO1999031447A2 (en) 1997-12-16 1999-06-24 Lockheed Martin Idaho Technologies Company Apparatus and process for the refrigeration, liquefaction and separation of gases with varying levels of purity
US6237365B1 (en) 1998-01-20 2001-05-29 Transcanada Energy Ltd. Apparatus for and method of separating a hydrocarbon gas into two fractions and a method of retrofitting an existing cryogenic apparatus
FR2775275B1 (fr) 1998-02-20 2000-05-19 Air Liquide Procede et installation pour la production combinee d'un melange de synthese d'ammoniac et de monoxyde de carbone
FR2778232B1 (fr) 1998-04-29 2000-06-02 Inst Francais Du Petrole Procede et dispositif de liquefaction d'un gaz naturel sans separation de phases sur les melanges refrigerants
US5983663A (en) 1998-05-08 1999-11-16 Kvaerner Process Systems, Inc. Acid gas fractionation
JP4132295B2 (ja) 1998-09-30 2008-08-13 千代田化工建設株式会社 炭酸ガスを含む低級炭化水素ガスから液体炭化水素油を製造する方法
MY117068A (en) 1998-10-23 2004-04-30 Exxon Production Research Co Reliquefaction of pressurized boil-off from pressurized liquid natural gas
AU6358199A (en) * 1998-10-27 2000-05-15 Quadrise Limited Electrical energy storage
EP1149140A1 (en) 1998-12-07 2001-10-31 Syntroleum Corporation Structured fischer-tropsch catalyst system and method for its application
US6306917B1 (en) * 1998-12-16 2001-10-23 Rentech, Inc. Processes for the production of hydrocarbons, power and carbon dioxide from carbon-containing materials
FR2787870B1 (fr) 1998-12-24 2001-02-02 Inst Francais Du Petrole Procede et systeme de fractionnement d'un gaz a haute pression
DZ2966A1 (fr) 1999-02-15 2004-03-15 Shell Int Research Procédé de préparation d'hydrocarbures à partir demonoxyde de carbone et d'hydrogène.
US6131407A (en) 1999-03-04 2000-10-17 Wissolik; Robert Natural gas letdown liquefaction system
AU769078B2 (en) 1999-04-06 2004-01-15 Sasol Technology (Pty) Ltd. Process for producing synthetic naphtha fuel and synthetic naphtha fuel produced by that process
US6156809A (en) 1999-04-21 2000-12-05 Reema International Corp. Multiple reactor system and method for fischer-tropsch synthesis
US6265453B1 (en) 1999-07-01 2001-07-24 Syntroleum Corporation Hydrocarbon conversion system with enhanced combustor and method
US6488838B1 (en) 1999-08-17 2002-12-03 Battelle Memorial Institute Chemical reactor and method for gas phase reactant catalytic reactions
US6451864B1 (en) 1999-08-17 2002-09-17 Battelle Memorial Institute Catalyst structure and method of Fischer-Tropsch synthesis
ATE278750T1 (de) 1999-08-17 2004-10-15 Battelle Memorial Institute Katalysatorstruktur und fischer- tropschsyntheseverfahren
MX295856B (es) * 1999-08-17 2012-02-09 Battelle Memorial Institute Estructura de catalizador y metodo de sintesis de fischer-tropsch.
DE19956560C2 (de) 1999-11-24 2003-05-22 Bodo Wolf Verfahren zur Erzeugung von erneuerbaren Brenn- und Kraftstoffen
NO311081B1 (no) * 1999-12-09 2001-10-08 Norske Stats Oljeselskap Optimalisert FT-syntese ved reformering og resirkulering av tail-gass fra FT-syntesen
MY122625A (en) 1999-12-17 2006-04-29 Exxonmobil Upstream Res Co Process for making pressurized liquefied natural gas from pressured natural gas using expansion cooling
GB0000327D0 (en) 2000-01-07 2000-03-01 Costain Oil Gas & Process Limi Hydrocarbon separation process and apparatus
FR2808460B1 (fr) 2000-05-02 2002-08-09 Inst Francais Du Petrole Procede et dispositif de separation d'au moins un gaz acide contenu dans un melange gazeux
EP1156026A1 (en) 2000-05-19 2001-11-21 Shell Internationale Researchmaatschappij B.V. Process for the production of liquid hydrocarbons
US6489370B2 (en) 2000-05-30 2002-12-03 Mitsubishi Heavy Industries, Ltd. Method of manufacturing a synthesis gas to be employed for the synthesis of gasoline, kerosene and gas oil
US6642281B1 (en) 2000-09-01 2003-11-04 Exxonmobil Research And Engineering Company Fischer-tropsch process
US6613215B2 (en) 2000-09-27 2003-09-02 Proton Energy Systems, Inc. Method for electrolysis of water using a polytetrafluoroethylene supported membrane in electrolysis cells
GB0023781D0 (en) * 2000-09-28 2000-11-08 Kvaerner Process Tech Ltd Process
US6630061B2 (en) 2000-10-24 2003-10-07 Jae-Heung Lee Apparatus for generating a mixture gas of oxygen and hydrogen
US6367286B1 (en) 2000-11-01 2002-04-09 Black & Veatch Pritchard, Inc. System and process for liquefying high pressure natural gas
GB0027575D0 (en) 2000-11-10 2000-12-27 Sasol Tech Pty Ltd Production of liquid hydrocarbon roducts
EP1363982A1 (en) * 2001-01-12 2003-11-26 Conocophillips Company Boron promoted catalysts and fischer-tropsch processes
US6673845B2 (en) 2001-02-01 2004-01-06 Sasol Technology (Proprietary) Limited Production of hydrocarbon products
US7077525B2 (en) 2001-02-06 2006-07-18 Optics 1, Inc Led-based flashlight
BR0207894A (pt) * 2001-03-05 2004-06-22 Shell Int Research Processo para a preparação de um ou mais produtos combustìveis de hidrocarbonetos, e, produto hidrocarboneto
US6656978B2 (en) 2001-04-05 2003-12-02 Chiyoda Corporation Process of producing liquid hydrocarbon oil or dimethyl ether from lower hydrocarbon gas containing carbon dioxide
US6695983B2 (en) 2001-04-24 2004-02-24 Praxair Technology, Inc. Syngas production method utilizing an oxygen transport membrane
US6581409B2 (en) 2001-05-04 2003-06-24 Bechtel Bwxt Idaho, Llc Apparatus for the liquefaction of natural gas and methods related to same
GB0111961D0 (en) 2001-05-16 2001-07-04 Boc Group Plc Nitrogen rejection method
US6740683B2 (en) * 2001-05-23 2004-05-25 Sasol Technology (Proprietary) Limited Chemicals from synthesis gas
AU2002324539B2 (en) * 2001-07-25 2008-04-24 Conocophillips Company Optimizing the production rate of slurry bubble reactors by using large gas flow rates and moderate single pass conversion
US6642280B2 (en) 2001-08-09 2003-11-04 Air Products And Chemicals, Inc. Control scheme for conversion of variable composition synthesis gas to liquid fuels in a slurry bubble column reactor
US6607707B2 (en) * 2001-08-15 2003-08-19 Ovonic Battery Company, Inc. Production of hydrogen from hydrocarbons and oxygenated hydrocarbons
US6829906B2 (en) 2001-09-21 2004-12-14 Craig A. Beam Multiple products and multiple pressure vapor recovery system
US6574963B1 (en) * 2001-11-16 2003-06-10 Intel Corporation Electrical energy-generating heat sink system and method of using same to recharge an energy storage device
US6458857B1 (en) 2001-11-20 2002-10-01 Exxonmobil Research And Engineering Company Process for maximizing 371° C.+ production in fischer-tropsch process
FR2832416B1 (fr) * 2001-11-20 2004-09-03 Inst Francais Du Petrole Procede de conversion de gaz de synthese dans des reacteurs en serie
US6914082B2 (en) * 2001-12-14 2005-07-05 Conocophillips Company Slurry bubble reactor operated in well-mixed gas flow regime
US6713519B2 (en) * 2001-12-21 2004-03-30 Battelle Memorial Institute Carbon nanotube-containing catalysts, methods of making, and reactions catalyzed over nanotube catalysts
US20030162846A1 (en) 2002-02-25 2003-08-28 Wang Shoou-L Process and apparatus for the production of synthesis gas
US6711903B1 (en) * 2002-03-01 2004-03-30 John W. Rich, Jr. Integrated electric power and synthetic fuel plant
US6751985B2 (en) * 2002-03-20 2004-06-22 Exxonmobil Upstream Research Company Process for producing a pressurized liquefied gas product by cooling and expansion of a gas stream in the supercritical state
US6846404B2 (en) * 2002-04-09 2005-01-25 Chevron U.S.A. Inc. Reducing CO2 levels in CO2-rich natural gases converted into liquid fuels
US6693138B2 (en) 2002-04-09 2004-02-17 Chevron U.S.A. Inc. Reduction of carbon dioxide emissions from Fischer-Tropsch GTL facility by aromatics production
US6713032B2 (en) * 2002-04-12 2004-03-30 Matsushita Electric Works, Ltd. Catalyst for removing carbon monoxide in hydrogen rich gas and production method therefor
US6931889B1 (en) 2002-04-19 2005-08-23 Abb Lummus Global, Randall Gas Technologies Cryogenic process for increased recovery of hydrogen
US6723756B2 (en) 2002-04-29 2004-04-20 Chevron U.S.A. Inc. Aqueous separation of syngas components
US6564579B1 (en) * 2002-05-13 2003-05-20 Black & Veatch Pritchard Inc. Method for vaporizing and recovery of natural gas liquids from liquefied natural gas
EP1364910B1 (en) 2002-05-16 2005-06-29 Haldor Topsoe A/S Carbon monoxide conversion process and reaction unit
US6774148B2 (en) 2002-06-25 2004-08-10 Chevron U.S.A. Inc. Process for conversion of LPG and CH4 to syngas and higher valued products
KR20050013609A (ko) 2002-06-26 2005-02-04 쉘 인터내셔날 리써취 마트샤피지 비.브이. 탄화수소의 제조 방법
US6773691B2 (en) 2002-07-16 2004-08-10 Conocophillips Company Controlling syngas H2:CO ratio by controlling feed hydrocarbon composition
US6586480B1 (en) * 2002-08-06 2003-07-01 Hydrocarbon Technologies, Inc. Integrated process for the production of hydrocarbon liquids and ammonia
US6740436B2 (en) 2002-08-22 2004-05-25 Natural Energy Resources Hydrogen/oxygen generating system with temperature control
FR2843961B1 (fr) * 2002-08-28 2004-10-22 Inst Francais Du Petrole Procede de synthese fischer-tropsch a pression elevee utilisant un fluide de refrigeration optimise
DE60336444D1 (de) * 2002-09-26 2011-05-05 Haldor Topsoe As Verfahren zur Herstellung von Synthesegas
US6658890B1 (en) 2002-11-13 2003-12-09 Conocophillips Company Enhanced methane flash system for natural gas liquefaction
US6939449B2 (en) 2002-12-24 2005-09-06 General Atomics Water electrolyzer and system
US7230035B2 (en) 2002-12-30 2007-06-12 Conocophillips Company Catalysts for the conversion of methane to synthesis gas
US6933323B2 (en) 2003-01-31 2005-08-23 Chevron U.S.A. Inc. Production of stable olefinic fischer tropsch fuels with minimum hydrogen consumption
US6946493B2 (en) 2003-03-15 2005-09-20 Conocophillips Company Managing hydrogen in a gas to liquid plant
US7012103B2 (en) 2003-03-24 2006-03-14 Conocophillips Company Commercial fischer-tropsch reactor
US6662589B1 (en) 2003-04-16 2003-12-16 Air Products And Chemicals, Inc. Integrated high pressure NGL recovery in the production of liquefied natural gas
US7045554B2 (en) * 2003-09-03 2006-05-16 Conocophillips Company Method for improved Fischer-Tropsch catalyst stability and higher stable syngas conversion
US6986266B2 (en) 2003-09-22 2006-01-17 Cryogenic Group, Inc. Process and apparatus for LNG enriching in methane
US20050089465A1 (en) 2003-10-22 2005-04-28 General Electric Company Thermally Managed Catalytic Partial Oxidation Of Hydrocarbon Fuels To Form Syngas For Use In Fuel Cells
US6992113B2 (en) 2003-11-25 2006-01-31 Chevron U.S.A. Inc. Control of CO2 emissions from a fischer-tropsch facility by use of dual functional syngas conversion
US6992114B2 (en) * 2003-11-25 2006-01-31 Chevron U.S.A. Inc. Control of CO2 emissions from a Fischer-Tropsch facility by use of multiple reactors
DE20320020U1 (de) * 2003-12-24 2004-05-06 Geyer, Stefan, Dr.rer.nat. Anlage zur Herstellung von Diesel und Zement
US7302903B1 (en) * 2004-07-23 2007-12-04 Rudolph Behrens Floating vessel for producing hydrocarbons and method for producing hydrocarbons
US7188478B2 (en) * 2004-09-13 2007-03-13 General Electric Company Power generation system and method of operating same
WO2006099573A1 (en) 2005-03-16 2006-09-21 Fuelcor Llc Systems, methods, and compositions for production of synthetic hydrocarbon compounds

Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2600650C2 (ru) * 2011-01-07 2016-10-27 Эдванст Плазма Пауэр Лимитед Получение газового потока

Also Published As

Publication number Publication date
EP1861478A1 (en) 2007-12-05
US20060211777A1 (en) 2006-09-21
PL1861478T3 (pl) 2012-07-31
SG160406A1 (en) 2010-04-29
WO2006099573A1 (en) 2006-09-21
US20110054044A1 (en) 2011-03-03
KR20070122215A (ko) 2007-12-28
RU2010111716A (ru) 2011-10-10
RU2007138221A (ru) 2009-04-27
CA2601445C (en) 2012-10-02
CN103059899A (zh) 2013-04-24
US8168143B2 (en) 2012-05-01
US20110054047A1 (en) 2011-03-03
CN101160375A (zh) 2008-04-09
EP1861478B1 (en) 2012-02-22
CN101160375B (zh) 2012-11-28
US20100111783A1 (en) 2010-05-06
ATE546508T1 (de) 2012-03-15
US20100113623A1 (en) 2010-05-06
KR101318966B1 (ko) 2013-10-17
JP2008533287A (ja) 2008-08-21
CA2601445A1 (en) 2006-09-21
US8093305B2 (en) 2012-01-10
US7642292B2 (en) 2010-01-05
HK1116512A1 (en) 2008-12-24
US7863340B2 (en) 2011-01-04
US20110044860A1 (en) 2011-02-24
US8114916B2 (en) 2012-02-14
JP5155147B2 (ja) 2013-02-27

Similar Documents

Publication Publication Date Title
RU2394871C2 (ru) Системы, способы и композиции для получения синтетических углеводородных соединений
US20220127209A1 (en) Use of renewable energy in olefin synthesis
US20130034478A1 (en) Hydrocarbon and alcohol fuels from variable, renewable energy at very high efficiency
Samavati et al. Thermodynamic and economy analysis of solid oxide electrolyser system for syngas production
Al-Musleh et al. Continuous power supply from a baseload renewable power plant
CN104271807A (zh) 涉及水的电解和二氧化碳氢化为甲烷的用于能量转换和产生的方法和系统
EP3725865A1 (en) Use of renewable energy in olefin synthesis
EP3730592A1 (en) Use of renewable energy in olefin synthesis
KR20230008046A (ko) 초저배출 에틸렌 플랜트
Song et al. Multi-variable study of a novel multigeneration system using biogas separation unit and LNG cold energy utilization, producing electricity, cooling, heat, fresh water, liquid CO2, biomethane, and methanol
JP2004018343A (ja) 炭化水素燃料からの電力と水素の併産方法とそのプラント及びその排熱回収型改質器
Nazerifard et al. Design, thermodynamic and economic evaluation, and optimization of gasoline production from refinery furnaces flue gas
Obermeier et al. Energy Storage and Transportation Based on Solar Irradiation‐Aided CaO‐Looping
EP3979461B1 (en) Facility for compensating external power supply fluctuations and method for operating the same
Medvedev et al. Processing procedures for casinghead gas

Legal Events

Date Code Title Description
MM4A The patent is invalid due to non-payment of fees

Effective date: 20150317

NF4A Reinstatement of patent

Effective date: 20180319

MM4A The patent is invalid due to non-payment of fees

Effective date: 20190317