採用自支持加氫氣化從含碳材料製備合成運輸燃料的製作方法
2023-04-22 18:49:26 2
專利名稱：採用自支持加氫氣化從含碳材料製備合成運輸燃料的製作方法
技術領域：
本發明涉及用含碳原料合成運輸燃料(transportation fuel)。
背景技術：
目前對於環境、健康、安全和未來不可避免的石油資源短缺的關注，使得人們不得不尋找新的化學能源和將其轉化為可選擇的運輸燃料的生產方法。在全世界範圍內，尤其是在中等發展中國家，用內燃機供給燃料的交通工具的數量持續增長。美國以外主要使用柴油的交通工具的數量增長速度比美國國內更快。這種狀況只有引進採用混合和/或柴油發動機技術用的更高燃燒效率的交通工具以降低燃料消耗和全部廢氣排放才有可能轉變。由於生產石油基燃料的能源日漸枯竭，只有發展非石油替代燃料，尤其是能實現清潔燃燒的合成柴油燃料，才能避免只依靠石油提供燃料的危機。而且，除了採取嚴格的尾氣排放控制措施以外，傳統發動機中石油基燃料的正常燃燒帶來了嚴重的環境汙染。清潔燃燒的合成柴油燃料有助於減少柴油發動機的排放。
清潔燃燒的運輸燃料的生產要求改進現有石油基燃料，或者探索用廢棄材料獲取能源產品或合成燃料的新方法。有許多可用的能源得自可再生有機物質或廢棄的含碳廢料。利用含碳廢料生產合成燃料是一個經濟可行的方法，因為輸入的原料是已經被認為幾乎沒有什麼價值並被當作垃圾扔掉的，而且其處理常常會產生汙染。
液體運輸燃料相對於氣體燃料來說有其自身的優勢，在相同的壓力和溫度下，它有更高的能量密度(energy densities)。液體燃料能儲存在大氣壓或低壓下來獲得液體燃料能量密度，而氣體燃料必須在高壓下儲存於交通工具的容器中，在高壓下還有洩漏或者突然破裂的安全隱患。液體燃料的輸送比氣體燃料更容易，僅僅用泵和管線就可實現。現有運輸部門的液體燃料基礎設施能保證易於併入到現有清潔燃燒的合成液體運輸燃料的任何製備的現有市場。
清潔燃燒的液體運輸燃料的可用性是國家優先考慮的。用含碳原料潔淨、有效地生產合成氣，能將其進行費託過程(Fisher-Tropsch process)來生產清潔的有價值的合成汽油和柴油，將有益於交通運輸和公共健康。這一過程使得目前技術水平的發動機尾氣後處理方法得以應用，該後處理方法用於減少NOx、除去柴油發動機排放物中的有毒顆粒和降低正常燃燒產物汙染物，目前其通過催化劑來實現，當用從石油得到的普通的柴油燃料原料時，催化劑被燃料中存在的硫快速汙染，降低了催化劑效率。通常，從生物質(biomass)得到的合成氣生產的費託液體燃料是不含硫和芳香化合物(aromatic)的，而且合成的柴油燃料具有極高的十六烷值。
生物質(biomass)原料是最常用的用於生產可再生燃料的含碳廢原料。廢塑料、橡膠、肥料、農作物渣、森林、樹木和草屑，及廢水(汙水)處理中的固體生物質(biosolid)也可以作為用於轉化過程的含碳材料。可以轉化生物質原料用來發電、產生熱、生產有價值的化學品或燃料。加利福尼亞在利用和發展幾種生物質應用技術上處於國內領先地位。每年在加利福尼亞，通過垃圾處理系統處理四千五百多萬噸的城市固體廢物。這些廢物大約一半被掩埋。例如，僅在加利福尼亞區的Riverside縣，估計每天處理大約四千噸廢木。根據另外的估計，在Riverside縣的收集區估計每天填埋多於十萬噸的生物質。這些城市垃圾包含約30％的廢紙或紙板、40％的有機廢物(綠色植物和食品)和30％的木材、紙、塑料和金屬廢棄物的混和物。如果能轉變為清潔燃燒的燃料，這些廢棄物質中的含碳組分具有可以緩解對其它能源需求的化學能。含碳材料的廢料來源不是唯一的可利用來源。因為許多現有的含碳廢料如紙，可以分類、再利用和回收，對於其它材料，如果該廢棄物能直接送至轉化設備，廢物製造者就不需要再支付傾倒費(tipping fee)。目前傾倒費是每噸30～35美元，垃圾管理部門徵收這部分費用用於補償垃圾處理費。因此，將廢棄物送至廢物-合成燃料加工廠，不僅減少了處理費用，而且由於垃圾處理成本降低，有更多的廢物可利用。
木材在爐子中的燃燒就是一個使用生物質產成熱能的例子。遺憾的是，敞開燃燒生物質廢料以獲得能和熱不是清潔有效地利用熱值的方法。現在發現了許多利用含碳廢料的新方法。例如，有一種合成液體運輸燃料的辦法，和另一種生產用於轉化為電力的高能氣體的方法。
用可再生的生物質原料轉化的燃料在為交通提供清潔有效的能量的同時，能實際降低溫室氣體如CO2的淨累積。從生物質原料的共生產(co-production)合成液體燃料的主要優點之一是其在提供可儲存的運輸燃料的同時減輕了導致全球變暖的溫室氣體效應。將來，這些共生產過程能為持續性發展的可再生燃料經濟提供清潔燃燒的燃料。
現有許多方法能將煤和其它含碳材料轉化成清潔燃燒的運輸燃料，但是這些方法由於成本過高而無法在市場上與石油基燃料相競爭，或者這些方法產生揮發性的燃料如甲醇和乙醇，由於其蒸汽壓過高，在空氣潔淨法規的限制下，無法在高汙染地區如南加州航空基地(air-basin)使用。HynolMethanal過程就是後者的一個例子，該過程採用將固體含碳材料和天然氣一起輸入，而加氫氣化和蒸汽重整來合成甲醇，在實驗室規模(bench-scale)上實施此過程表明，其碳轉換效率率高於85％。
選擇新的能源和方法生產運輸燃料的需求要求不僅要考察目前生產石油基燃料方法的改進，而且要研究目前沒有使用的資源和方法合成功能相當的替代燃料的新方法。從諸如有機廢料的含碳材料生產合成液體燃料就是一個解決這些問題的辦法。利用含碳廢料生產合成燃料被認為是獲得新燃料製備來源的可行方法，因為其原料已被看作是廢料，沒有價值的，並且其處理經常會產生另外的環境汙染源。
發明內容
本發明利用蒸汽熱解、加氫氣化和蒸汽重整反應器生產合成氣，採用費託鏈烷烴燃料(paraffinic fuel)合成反應器，該合成氣能夠轉化為合成鏈烷烴燃料，儘管也可以生產合成汽油和噴氣推進(jet propulsion)燃料，但優選柴油。或者，生產的合成氣也可以用於同時共生(co-generated)能量轉換和工藝熱(process heat)系統中。對於從煤或其它含碳材料和液體水，合成清潔燃燒的液體運輸燃料、熱過程能(thermal process energy)和電能的共生產(co-production)過程，本發明給出了用於該通用級(general class)共生產過程的含碳材料的綜合平衡熱化學分析。它能夠獨立設計、高效運行，以及對煤或其它含碳材料進行綜合分析，以共生產燃料、電力和熱系統。
本發明提供了生產合成氣的方法和裝置，生產的合成氣可用作氣體燃料，或用作原料輸入費託反應器，以在基本自支持(self-sustaining)過程中生成液體鏈烷烴燃料、循環水和顯熱。在產生過熱蒸汽、甲烷、二氧化碳和一氧化碳的條件下，將懸浮在液態水中的含碳材料顆粒的漿液和來自內源(internal source)的氫氣輸入熱解蒸汽發生器和加氫氣化器中，然後在生成主要包含氫氣和一氧化碳的合成氣的條件下，輸入蒸汽重整裝置。採用氫氣分離過濾器用於純化，一部分由蒸汽重整裝置生成的氫氣作為內源氫氣輸入加氫氣化器。蒸汽重整裝置生成的餘下的合成氣可作為燃料用於使用氣體燃料的發動機或燃氣輪機以產生電和工藝熱，或者輸入費託燃料合成反應器，在一定條件下得到液體燃料和循環水。輸入到費託燃料合成反應器的氫氣與一氧化碳分子的準確化學計量比通過原料中水與碳的比例控制。使用熔鹽迴路(molten salt loop)將放熱的加氫氣化反應器產生的熱量(和從生產液體燃料時放熱的Fischer-Tropsch反應器產生的熱量)輸送至用於熱解的吸熱的蒸汽發生器和蒸汽重整反應器罐。
具體來講，本發明有如下特徵。
1)通用的固體含碳材料輸入系統，其可以接收用於加氫氣化的煤、城市和農業生物質、以及城市的固體廢物的任意組合。
2)第一個階段，用於熱解的蒸汽發生器和加氫氣化裝置。
3)蒸汽重整裝置作為第二個階段的反應器，從第一個階段用於熱解的蒸汽發生器和加氫氣化裝置出來的產物生產富氫合成氣。保持必要的蒸汽與碳的摩爾比使化學反應接近平衡；4)(a)將費託(合成氣轉化成液體)燃料合成器作為第三和最後階段的反應器，以將來自蒸汽重整裝置的合成氣轉化為不含硫的清潔燃燒的液體運輸燃料和循環水，或者(b)將生成的合成氣用作用於工藝熱，和/或在能發電的用於燃料發動機或者燃氣輪機中的燃料；5)以不需要額外原料和熱源的連續自支持方式運行三個熱化學過程反應器，以從含碳材料(如廢木)中生產幾乎純淨的鏈烷烴液體(類似於從石油中生產的柴油燃料)和石蠟狀的化合物(類似於從石油中生產的USP石蠟膠狀物(paraffinic jellies)，其可用常規方法進一步煉製成與柴油更接近的燃料)。反應器結構也可以進行優化用於生產別的合成燃料，例如二甲醚(一種類似丙烷的燃料，可以作為運輸燃料用於柴油發動機和燃氣渦輪)和氣體燃料級氫氣(一種可用於發動機和渦輪的燃料，如果純化除去CO還可用在燃料電池中用作電化學燃料)，以及高能合成氣用於聯合循環(combined cycle)能量轉化和電功率生產。
本發明高於先前技術的主要優點是(a)採用蒸汽熱解法活化作為獨立初始反應物的碳和氫氣，將含碳材料中的可利用碳轉化為甲烷的能量效率高(＞85％)，相比之下，部分氧化氣化通常需要額外的能量密集的空氣分離體系以提供所需的氧氣；(b)通過將在第二階段甲烷蒸汽重整裝置產生的過剩氫氣回輸(feeding back)，化學自支持運行第一階段的加氫氣化器；(c)用從蒸汽重整裝置流出的氣體高效能合成清潔燃燒的運輸燃料，例如(i)用第三階段的費託燃料合成反應器合成的鏈烷烴化合物，(ii)用第三階段合成反應器合成的二甲醚，及(iii)不需要第三階段的燃料合成反應器，用氫氣分離器和/或純化過濾器生產氫氣產品；(d)採用組合熔鹽或水/水蒸汽熱交換流體、燃燒產品高能氣以啟動反應並維持過程溫度，回收用於發電的工藝熱，通過有效控制熱和化學能來進行所有反應器的熱量自支持操作，而不需要額外的燃料和外部能源；(e)相對於含碳材料的直接自然通氣燃燒(通常稱為敞開燃燒(open incineration))，大大降低了所有密閉過程的反應器和/或合成氣燃燒器的空氣排放物；(f)能捕獲來自過程反應器或過程內部合成氣燃燒器的所有氣相二氧化碳流出物，用於隔離(sequestration)和/或用常規技術化學轉換成凝相化合物。
這些過程反應器的新型構造能提高在合成燃料、化學品和能量的共生產車間中的含碳材料的總能量利用效率。
圖1是本發明整體模型的流程圖；圖2是在HPR中30atm和800℃下，碳轉化率與H2/C和H2O/C比的關係圖；圖3是在HPR中30atm和800℃下，CH4/C進料比與H2/C和H2O/C比的關係圖；圖4是在HPR中30atm和800℃下，CO2/C進料比與H2/C和H2O/C比的關係圖；圖5是在HPR中30atm和800℃下，CO/C進料比與H2/C和H2O/C比的關係圖；圖6是加氫氣化器(HGR)中每摩爾碳2.629摩爾H2和0.0657摩爾H2O的固定進料比下，溫度和壓力條件對CO2/H比的影響圖；圖7是HGR中每摩爾碳2.629摩爾H2和0.0657摩爾H2O的固定進料比下，溫度和壓力條件對CH4/H比的影響圖；圖8是HGR中每摩爾碳2.629摩爾H2和0.0657摩爾H2O的固定進料比下，溫度和壓力條件對H2/C比的影響圖；圖9是HGR中每摩爾碳2.629摩爾H2和0.0657摩爾H2O的固定進料比下，溫度和壓力條件對CO/H的影響圖；圖10是HGR中30atm和1000℃下，在H2循環後通過淨H2/CO比測量的進料H2O/C比對蒸汽重整裝置(SPR)操作性能的影響圖；圖11是SPR中30atm和1000℃下，改變進料H2O/C比對SPR產物CO、CO2和CH4的影響圖；圖12是在SPR中(2.76摩爾H2O/每摩爾C加入SPR)溫度和壓力條件對H2/CO比的影響圖；圖13是在SPR中(2.76摩爾H2O/每摩爾C加入SPR)溫度和壓力條件對CH4/CO比的影響圖；圖14是用於生產費託鏈烷烴燃料的生物質加氫氣化的質量流量示意圖；圖15是用於生產費託鏈烷烴燃料的生物質加氫氣化的摩爾流量示意圖；圖16是用於生產費託鏈烷烴燃料的生物質加氫氣化的熱能控制示意圖；圖17是用於生產費託鏈烷烴燃料的生物質加氫氣化的水/蒸汽流程示意圖；圖18是用於生產費託鏈烷烴燃料的生物質加氫氣化的熔鹽流程示意圖；圖19是生產二甲醚的生物質加氫氣化過程的質量流量示意圖；圖20是生產二甲醚的生物質加氫氣化的摩爾流量示意圖；
圖21是生產二甲醚的生物質加氫氣化的熱能控制示意圖；圖22是生產二甲醚的生物質加氫氣化的水/蒸汽流程示意圖；圖23是生產二甲醚的生物質加氫氣化的熔鹽流程示意圖；圖24是生產氣體氫燃料的生物質加氫氣化的質量流量示意圖；圖25是生產氣體氫燃料的生物質加氫氣化的摩爾流量示意圖；圖26是生產氣體氫燃料的生物質加氫氣化的熱能控制示意圖；圖27是生產氣體氫燃料的水/蒸汽的生物質加氫氣化的流程示意圖；圖28是生產氣體氫燃料的生物質加氫氣化的熔鹽流程示意圖；圖29是生產電的生物質加氫氣化過程的質量流量方案示意圖；圖30是生產電的生物質加氫氣化的摩爾流量示意圖；圖31是生產電的生物質加氫氣化的熱能控制示意圖；圖32是生產電的生物質加氫氣化的水/蒸汽流程示意圖；圖33是生產電的生物質加氫氣化的熔鹽流程方案示意圖；圖34是生物質在絕熱HGR和9∶1水進料下，生產費託鏈烷烴燃料的加氫氣化的質量流量示意圖；圖35是生物質在絕熱HGR和9∶1水進料下，生產費託鏈烷烴燃料的加氫氣化的摩爾質量流量示意圖；圖36是生物質在絕熱HGR和9∶1水進料下，生產費託鏈烷烴燃料的加氫氣化的熱能控制示意圖；圖37是生物質在絕熱HGR和9∶1水進料下，生產費託鏈烷烴燃料的加氫氣化的水/蒸汽流程示意圖；圖38是生物質在絕熱HGR和9∶1水進料下，生產費託鏈烷烴燃料的加氫氣化的熔鹽流程示意圖。
具體實施例方式
用於熱解的蒸汽發生器，加氫氣化器(HGR)和用於如Hynol過程的蒸汽熱解重整裝置(SPR)(也叫蒸汽熱解反應器、蒸汽重整裝置或蒸汽反應器)，可以用於通過蒸汽熱解原料、加氫氣化和蒸汽重整反應，而生產合成氣。反應在HGR中開始，將含碳原料中的碳轉化為富甲烷產物氣，並繼續通過SPR產生合成氣，準確控制其中氫氣和一氧化碳的化學計量以有效進行費託過程。在工藝中費託過程作為最終步驟時，能生產如合成汽油、合成柴油和循環水。
對原料的要求是非常靈活的。許多由不同的含碳材料組成的進料可以溼磨製成水漿料(water slurry)，該水漿料在高壓下輸入用於生產合成氣的蒸汽熱解器、加氫氣化器和蒸汽重整裝置中。進料與水的質量配比甚至可以在過程運行期間也可以改變，在知道進料的化學組成情況下，以保持優化燃料合成過程中所需的碳氫化學計量。合適的含碳材料包括生物質、天然氣、油、石油焦、煤、石化和精煉廠副產品及廢物、塑料、輪胎、汙泥和其它有機廢料。例如，在加州Riverside縣易得的廢木就是廢生物質材料的一個例子。這些特定的廢料可以與其它含碳材料，如在加州Riverside縣可得的若不利用就只能通過掩埋處理的綠色垃圾和來自水處理的固體生物質混用以擴大廢料來源。
當用於製造運輸燃料如柴油時，設計該過程使得這些原料得到最大量的所需要的費託鏈烷烴產品。所需的產物由液體烴如十六烷C16H34組成，碳原子數範圍在12到20之間，其適合作為柴油。從SPR中生成的過量的合成氣，即從費託過程燃料生產工藝產生的「剩餘」化學能，可用作高能燃料驅動燃氣輪機來發電。在循環足夠的氫氣以維持加氫氣化器後，合成氣產物還可以根據用戶的需要來利用。下面給出了本發明在將含碳材料轉化為可用的運輸燃料中使經濟效益最大化的方法和通過燃氣輪機聯合循環(combined cycle)直接發電的可能性。
1)尋找可得到的含碳廢物的大致數據，它們的化學組成，並根據過程的實際需要進行進一步分析。
2)在連續流過(continuous flow-through)的基礎上，將發生在包括用於熱解的蒸汽發生器、加氫氣化器、蒸汽重整裝置和費託反應器(或其它燃料合成反應器)的工藝中的重要反應建立模型。其可以通過優化費託反應器(或其它燃料的合成器)的原料以獲得用於合成燃料的氫氣和一氧化碳的最佳化學計量比來完成。
3)對成本進行經濟分析以獲得和準備所需的原料、資金投入、操作和維護、產量和價值。
下面結合圖中的流程圖給出具體的實施方式，這些實施方式表明，通過連接到燃氣輪機聯合循環的費託工藝，將作為含碳材料的廢木轉化為液體柴油運輸燃料、循環水和備用電源(alternative power source)。
含碳材料的熱化學轉化通過兩個主要過程進行加氫氣化和蒸汽重整，在蒸汽發生器中進行原料的蒸汽熱解以預處理原料和活化其中所含的碳。加氫氣化器需要輸入熱解的含碳廢料、氫氣和水蒸汽，在高溫高壓的容器內反應，在具體實施方式
中採用大約30個大氣壓(atm)和1000℃。將HGR產生的富甲烷廢氣進行蒸汽重整也需要大約30atm和1000℃的條件。更普遍地，每個過程都可在700～1200℃的溫度和20～50atm的壓力下進行。使用合適的反應催化劑，採用相對較低的溫度和壓力也可得到實用的反應速率。
參照圖1的總流程圖，其主要反應過程的總的工藝順序如圖所示(具體實施方式
的具體數據顯示在圖14～38的流程圖中)。管線用於在過程中輸送物料。進料11在研磨機10中經過切、磨、碾變成細小顆粒，與循環水12混合，作為液體存放在儲器或槽14中，懸浮漿料16作為壓縮流體通過泵18送至蒸汽發生器20中，使漿料16在其中過熱並熱解，然後在蒸汽分離器22中分離出蒸汽，這樣蒸汽經過管線24，從輸送泵送濃料漿(slurrypaste)的管線26中分離出來，或者蒸汽經過管線27直接蒸汽熱解進料。
濃料漿進料26，或直接蒸汽熱解進料27進入HGR28。來自內源的氫氣(來自蒸汽重整，經過下述的氫氣分離過濾器)和一部分先前產生的蒸汽一起進入HGR28來獲得所需的出料。輸出氣體主要包括CH4、H2、CO和過熱蒸汽。HGR28產生的氣體離開反應室後被泵送到SPR30。HGR中未反應的殘渣(或灰份)用一個帶雙擋板的封閉料鬥裝置(a double bufferedlock-hopper arrangement)定期地從反應器容器的底部除去，這種裝置經常用在壓力較高的氣化體系中。灰份預計由沙、SiO2，和氧化鋁、Al2O3組成，並帶有痕量金屬。SPR30的進料通過管線32經過加熱器34，再經過管線36從蒸汽分離器22進入，或者通過HGR28輸出管線進入，提供比理論蒸汽/碳的比值大的進料進入SPR30，以減輕反應器結焦。出料是較大量的H2和CO，其具有用於下述所需的烴燃料合成過程的合適的化學計量。
SPR30的出料直接通過管線38送到熱交換器40和42。冷凝水44通過一個熱交換器和液體水膨脹器(expander)47從SPR的出料中分離出來。SPR30不可冷凝氣體產品再送到氫氣分離過濾器46。SPR出料的部分氫，此實施方式中大約是50％，從過濾器46出來後，經過熱交換器40後溫度升高(此實施方式中從220℃升高到970℃)，然後送到HGR28作為其氫氣進料。來自SPR出料的熱流出物經過熱交換器40和42後被冷卻，分別用於加熱循環氫和產生蒸汽。離開熱交換器47的冷凝水44循環回體系中作為用於漿料的水源12。通過這種方式，便完成了自支持工藝。
燃料合成氣的使用有兩種選擇。基於熱值，合成氣可以進入用來直接產生能量的燃氣輪機聯合循環中，或者也可以通過燃料合成反應器(在此實施方式中，用於生產清潔柴油和循環水的費託過程)。根據本發明的具體實施方式
，通過降低費託過程反應器50的氣體進料的壓力，合成氣直接通過膨脹渦輪機48獲得機械能。液態渦輪機，Brayton和Rankine循環渦輪機產生的機械能可用於給內部淤漿、水進料泵、空壓機提供能量，餘下的可用於發電，見表1-7。
通過調整輸入和過程參數可最大限度地提高效率。生物質/煤的不同的混合物進料加入水中而製備漿料，藉此蒸汽分離後的碳氫比對工程是合適的。漿狀進料需要足夠的水來運行加氫氣化器、蒸汽重整裝置，並保持進料在蒸汽分離後仍處於漿料狀態。現有技術試圖用乾燥進料進行生物質轉化，在將固體進料加入高溫高壓HGR反應室的過程中經常遇到機械故障。根據C.B.Thorsness等人(UCRL-ID 119685，由Lawrence Livermore國家實驗室發表，Livermore，CA 1995)的「Hydrothermal Treatment of Municipal SolidWaste to Form High Solids Slurries in a Pilot Scale System」的結果，這種漿料進料的方法已經得到說明並研究。另外，在製備和操作煤水漿料的相關技術方面也有發表物，例如，Z.Aktas等人的「Fuel Processing Technology」(62，2000，1-15)。加氫氣化和蒸汽重整兩個主要過程的基本反應如下所示。HGR的獨立反應可表示為(1)(2)(3)反應2和3是吸熱反應。反應1放出的熱足夠提供反應2和3所需的熱。需要預熱HGR以使反應器達到其運行溫度。因此，一旦反應開始並進入穩態，HGR就可以自支持了。
HGR過程的主要目的是將原料中的碳最大程度地轉化成高能氣體CH4和CO。之後，過熱蒸汽與CH4和CO在SPR中反應產生氫。在SPR中，一半的氫氣由過熱蒸汽得到，另一半由CH4轉化而來。SPR中的主要反應被認為有(4)(5)蒸汽重整反應(4和5)經常在蒸汽濃度比上述反應所要求的化學計量高下進行。這樣可避免焦炭的形成並提高轉化效率。所要求的蒸汽濃度一般用蒸汽/碳的摩爾比(S∶C)表示，即HGR進料中每個碳原子的水蒸汽分子比例。優選SPR操作中(S∶C)比大於3。富蒸汽條件對水-氣轉化反應有利。反應輕微放熱(AH°＝-41kJ/mol CO)；然而，反應產生額外的氫氣，而且將CO轉化為CO2。不幸地是，還發生了另外的不希望的副反應，即甲烷化反應，該反應消耗掉氫氣(6)兩個主要反應器之後得到的流出物是富含氫氣、一氧化碳和水蒸汽的合成氣。SPR產生的氫氣大約一半循環回HGR。因此不需要外部氫氣源來維持穩態操作。因而可以認為HGR和SPR過程是化學自支持的。餘下的合成氣可用於合成燃料和工藝熱。
本發明採用費託過程可以製得不含硫、超高十六烷值、柴油狀的燃料和有用的石蠟(paraffin wax)產品。不含硫使得能生產低汙染物和顆粒排放的柴油。
本發明還提供了副產物。其中一種有用的副產物是純化過的水，其可再循環回到體系用於漿料進料生成。在Rentech的1998年名為「FuelProcessing Technology」的報告(見Rentech發布網站http://www.rentechinc.com)中，Rentech指出在用鐵催化劑的費託過程，每桶費託產品產生7/10桶水，而用鈷催化劑的費託過程，每桶費託產品產生1.1～1.3桶水，比鐵催化劑時多得多。部分水可以進行循環在蒸汽重整裝置中產生蒸汽，以及在合成氣和整個費託過程中用於冷卻。
費託反應也產生含H2、CO、CO2和一些輕烴氣體的尾氣。H2可以從尾氣中分離出來並循環回HGR或費託反應器。其它少量的氣體如CO和CO2可以燒掉。
費託過程兩個主要的產品可以以合成燃油和石蠟為特徵。按照Rentech在上面報告中的費託過程的具體實施方式
，固體石蠟與液體的比例約是50/50。費託產品完全不含硫、氮、鎳、釩、瀝青質和芳香化合物，而這些雜質在原油中經常見到。產品基本上全部是鏈烷烴和石蠟，含微量或幾乎不含環烴和含氧物(oxygenates)，否則就需要進一步分離和/或處理才能得到可用的最終產品。另外，不含硫、氮和芳香化合物也大大減少了有害排放物。
加州空氣品質監督局(California′s Air Resources Board(CARB))規定柴油的十六烷值最小應達到48，而且硫含量儘可能低。上述Rentech研究從費託過程得到的殼牌(Shell)柴油的十六烷值是76。CARB規定運輸用的柴油中的硫含量以重量計為500ppm，殼牌費託過程生產的柴油中的硫在ppm級上檢測不出來。CARB規定芳香化合物體積含量不超過10％(小煉廠標準是20％)，殼牌費託過程生產的柴油中檢測不出芳香化合物。
Rentech通過研究進一步證實柴油不需要進一步處理，因為其純度和鏈烷烴產品質量甚至比原油煉製的柴油更好。費託柴油工藝是清潔合成過程，其產品是清潔產品，有更高的十六烷值，與原油煉的柴油相比，更不需要進一步處理。
用於生產電力的燃氣輪機聯合循環也是一種選擇。如果費託產品成本太高，基於合成氣轉化為電能總效率是65％，利用合成氣的熱值也是一個可行的方案。相對於從管線中取出的天然氣，合成氣是在高溫下開始的，因此該數字是合理的。
可以通過過程模型化(modeling)最大化合理地生產合成氣來獲得高產量的CO和化學計量的氫氣。首先，將加氫氣化器、蒸汽重整裝置和費託反應器的單元操作反應模型化。這可以採用平衡模型化的DOS系統的電腦程式Stanjan來完成。通過改變參數如溫度、壓力、初始進料和氣體流量，基於成本投入和產出效益進行參數化分析。調整加氫氣化器的參數以獲得最大的實際碳轉化效率。調整蒸汽重整裝置的參數以得到最大的實際CO產率、足夠的用於循環輸出的氫和最小的CO2產量。研究中固定一個參數，改變另兩個參數，觀察各參數的變化，得到三維(3-D)參數化分析。下面討論用Stanjan程序將主要反應過程模型化得到的結果。
參照圖2，該圖顯示了在HGR中30atm和800℃的條件下，不同水或蒸汽和氫氣的比對原料碳的轉化效率的影響。隨著輸入HGR的氫氣和水的增加，原料中碳的轉化效率增大直到最終達到100％。落入100％轉換率區域的條件就是模型化目標之一，這些條件可被採用。為了避免循環氫的費用，應儘量選擇最少量的H2循環返回HGR。圖3顯示了在HGR中30atm和800℃條件下，氫氣和水對甲烷的影響。圖4顯示了在HGR中30atm和800℃條件下，氫氣和水對二氧化碳的影響。當H2量高而水量低時，CO2量較低。雖然目標是使合成氣中的CO2的量最小化，但沒有必要使HGR中的CO2最小化，因為CO2在SPR的反應中通過水氣轉化反應來調整，以獲得得到最大的費託柴油餾分所需的適當的H2和CO比例。圖5顯示了在HGR中30atm和800℃條件下，氫氣和水對一氧化碳的影響。
圖6、7、8和9顯示了在HGR中進料組成為每摩爾C 2.76mol H2和0.066mol H2O的條件下，改變溫度和壓力對從HGR流出的氣體化學組成的影響。在這些氫氣和水輸入HGR的條件下，在溫度800～1000℃和壓力30～50atm範圍內，對於化學平衡時碳轉化率估計接近100％。
圖10顯示了輸入費託燃料合成反應器的H2和CO的比例與加入在30atm和800℃條件下的SPR的水蒸汽量的關係。該比例隨著加入SPR的蒸汽的增多而增大，當原料中每摩爾C加入的蒸汽量(或水)為3.94mol時，該比例達到2.1。使用此蒸汽加入量，系統將達到化學和熱量自支持並提供合適比例的H2和CO用於費託合成十六烷。圖11顯示了在30atm和800℃條件下加入SPR的H2O的影響。圖12和圖13顯示了在SPR中溫度和壓力對H2和CO比例以及CH4轉化率的影響。在高溫和低壓下該比例較高。與H2和CO比例的趨勢類似，CH4轉化率隨著溫度升高和壓力下降而增大，因此，在SPR中採用高溫和低壓有利。
費託過程的鏈烷烴液體燃料產物的碳原子數的範圍很寬。根據上述Rentech報導，大約50％的產物是柴油，大約一半產物以蠟形式存在，並伴生少量的氣體如未反應的反應物和烴氣體(如甲烷、乙烷、丙烷等)。為使本發明具體化，選擇柴油組成(C11～C20)的中間位置的組分十六烷作為柴油。
廢木(生物質)，作為一種原型的含碳原料，通過對它的加氫氣化轉化過程的熱化學和熱力學模型化結果來考察本發明的細節並說明本發明的特徵。對過程反應器的新工序進行模擬以揭示生產合成燃料所需的熱化學條件。例如，合成柴油的生產中，其目標是使得第一階段的加氫氣化器的操作達到自支持。在具體的實施方式中，這一目的在以下條件完成通過控制全部熱量和化學勢能，在平衡溫度1000℃(絕熱條件下是738℃)和30atm下，進料的總氫碳摩爾比至少為3.48∶1(絕熱條件下是1.67∶1)，水碳進料比至少是0.07∶1(絕熱條件下是0.43)，第二階段蒸汽重整裝置進料中水與碳的摩爾比至少3.91∶1(絕熱條件下是1.67∶1)，操作條件也是平衡溫度1000℃(絕熱條件下是900℃)和30atm，以達到同時滿足用於第一階段加氫氣化器自支持操作的產物氫氣的最優量和輸入第三階段費託反應器的剩餘合成氣中有足夠的氫碳摩爾比(至少是2.1∶1)，費託過程的操作條件是200℃和10atm，並實現特定HGR和SPR組合反應器的絕熱自支持操作，及接下來進行的SPR和費託反應器的常規操作。
表1～5顯示進入和離開了轉化過程的每個操作模式的每個熱交換器和能量轉化單元的總能量轉移率(energy transfer rate)。對於轉化過程的五種操作模式中的每種模式，質量流量、摩爾流量、熱能控制、水/蒸汽和熔鹽的示意圖分別表示在圖14～18、19～23、24～28、29～33和34～38中。表6和表7總結了轉化過程的五種操作模式的每種模式的工藝結構參數和實施結果。
前述的含碳材料進料過程起初採用水漿化懸浮液進料工藝(water slurrysuspension feed technology)，該工藝最初由Texaco提出，用於部分氧化氣化器，其能使用來源廣泛的含碳材料，並可通過控制泵送計量進入第一階段的加氫氣化器(HGR)以高轉化率(測量出至少有85％的碳原料化學利用率)生產富甲烷產物氣。可獲得足夠的熱量用於從生物質-水漿料產生過熱蒸汽以供給並運行第二階段的蒸汽-甲烷重整裝置。重整裝置產生的氣體通過氫氣膜過濾器(hydrogen membrane filter)得到純的氫氣，返回第一階段反應器以維持生物質的加氫氣化反應。餘下的第二階段生成氣，不通過氫氣過濾器，冷卻以冷凝，並且回收任何水蒸汽返回含碳材料漿料進料系統。未經過濾的氣體進入燃料合成反應器，其包含費託鏈烷烴合成反應器，操作條件是200℃和10大氣壓。過程模擬顯示，氫/碳進料比至少是2.1∶1以優化化學純和清潔燃燒的(不含硫)類柴油燃料及高價化學純石蠟狀蠟的生產，而無需額外的燃料和能源(圖14～18、表1、6和7或圖34～38和表5、6和7用於說明絕熱的第一階段反應器的操作)；或者二甲醚合成反應器，操作條件為200℃和70atm。該反應器產生大約92.4％DME和7.1％甲醇。甲醇燃燒一共產生30MW電能和20MW的工藝熱量，用於熔鹽和水/蒸汽傳熱迴路熱交換(見圖19～23和表2、6和7)，及用於氫氣燃料合成(見圖24～28和表3、6和7)和所有不合成燃料的電力生產(見圖29～33和表4、6和7)。
在模擬生物質加氫氣化工藝車間的五種操作模式中都可能有電功率的淨輸出。這些模擬的結果總結在表6和7中。總的能量利用率從費託過程的50.7％(如果絕熱71.2％)到生產氫氣的67.2％。在對於清潔燃燒的功率轉化，生物質原料中，優化的電力生產利用了大約38.2％的化學勢能。通常，在分離出足夠純的氫氣用於第一階段加氫氣化器之後，採用適當的比例閥分配合成氣產物，可以進行過程模式的轉變。
圖1中顯示的總模擬結果歸納如下。
1.HGR的最佳條件1000℃和30atm條件下操作；原料中每摩爾C2.76mol H2以維持自支持；原料中每摩爾C 0.066mol H2O。
2.SPR的最佳條件1000℃和30atm條件下操作；原料中每摩爾C 4.022mol H2O。
3.費託過程產品每噸原料0.199噸蠟；每噸原料68.3加侖十六烷柴油(C16H34)。
儘管已經對本發明及其優點進行了詳細描述，但其應理解為在不背離所附的權利要求書確定的本發明的實質和範圍的條件下，可以進行各種改變、取代和修正。而且，其也意指本申請的範圍不受說明書中描述的過程和裝置的具體實施方式
限制。本領域的普通技術人員容易體會本發明的公開內容，利用現有的或以後有的工藝和裝置，根據本發明來發展它們以實施與在此描述的相應的實施方式基本相同的功能來獲得基本相同的結果。因此，所附的權利要求書意指包括在此範圍內的工藝和裝置。
表1 用於生成費託鏈烴所優化的生物質轉化輸入能量率(MW) 輸出量功率(MW)組成PCE 熱功 PCE熱 功熱交換器HX1 53.4 53.4HX2段1 78.8段2 212.9HX3 段1 2.22.2段2 112.0HX4(HGR) 50.2HX5(SPR) 93.3HX6 段1 46.6段2 8.7HX7216.3HX843.3HX2的段1 78.8HX9(FTR) 45.9HX10 11.8HXG1 165.0HXG2 21.8HXG3 68.4水力 漿料泵 0.3液態水渦輪機 0.2Brayton循環 渦輪機1 7.9渦輪機2 75.0渦輪機3 0.0空壓機43.4Rankine循環 熱 290.0機械功率0.5103.5來自蒸汽循環的廢熱 186.9化學轉換過程生產的合成鏈烴137生產的合成柴油* 116輸入轉換過程生物質(廢木)輸入PCE473.0總能量平衡 總能量 473.0 827.3 44.1 137 1014.2186.6排出的淨廢熱 186.9需要的淨輸入能0.0電力轉換過程淨電量 123.8總的可輸出電量 123.8總的熱力學轉換效率 50.7％注*假定所生產的合成鏈烴產物是50％的十六烷和50％的蠟蠟可常規加工成十六烷，轉化率為70％
表2用於生產二甲醚(DME)所優化的生物質轉化輸入能量率(MW) 輸出能量率(MW)組成PCE 熱 功 PCE 熱功熱交換器HX1 53.4 53.4HX2段154.5段2160.0HX33.8HX4(HGR) 50.2HX5(SPR) 91.3HX6 36.6HX7 152.8HX8 29.9HX2的段1 54.5HX9(DME-R) 32.3HX10 0.7HX11 1.6HX12 3.2HXG1 150.2HXG2 21.3HXG3 66.8HXG4段1(至HX7) 49.4段2(至HX2) 64.5水力漿料泵 0.2液態水渦輪機 0.1Brayton循環渦輪機2 3.4渦輪機3 4.0渦輪機4 70.7壓縮機 5.2空壓機 39.8Rankine循環熱(HX3，9，10，11，12G4) 266.1機械功率 0.495.0來自蒸汽循環的廢熱171.5化學轉化過程二甲醚(DME)生產 160.6輸入轉換過程生物質(廢木)輸入PCE 473.0總能量平衡總能量 473.0 698.2 45.6 160.6 869.8 173.2排出的淨廢熱 171.5需要淨輸入能 0.0電力轉換過程淨電量 110.3可輸出電量 110.3總的熱力學轉換效率 57.3％
表3用於生成氣體氫氣燃料所優化的生物質轉化輸入能量率(MW) 輸出能量率(MW)組成 PCE 熱 功 PCE 熱 功熱交換器HX153.4 53.4HX2段154.5段2160.0HX3 105.4HX4(HGR) 50.2HX5(SPR) 91.3HX6 36.6HX7152.8HX829.9HX2的段1 54.5HXG1151.0HXG220.5HXG3段1(至HX7) 10.7段2(至HX2) 53.6水力漿料泵 0.2液態水渦輪機 0.1Brayton循環渦輪機1 6.7渦輪機2 57.3空壓機 29.4Rankine循環熱 213.6機械功率 0.4 76.3來自蒸汽循環的廢熱 137.7化學轉化過程氣體H2燃料生產 221.4輸入轉換過程生物質(廢木)輸入PCE 473.0總能量平衡總能量 473.0 645.8 29.9221.4783.5 140.4排出的淨廢熱 137.7需要淨輸入能 0.0電力轉換過程淨電量 96.4總的可輸出電量 96.4總的熱力學效率 67.2％
表4用於發電所優化的生物質轉化輸入能量率(MW) 輸出能量率(MW)組成 PCE 熱 功PCE 熱 功熱交換器HX153.4 53.4HX2段1 78.8段2 212.9HX4(HGR) 50.2HX5(SPR) 93.3HX6 55.2HX7216.3HX843.3HX2的段1 78.8HXG1 243.2HXG2段1 73.0段2(用於蒸汽渦輪機2) 70.3HXG3段1(至HX2) 77.1段2(至HX7) 88.0HXG4(來自HXG1的冷側) 56.4 56.4水力液體泵 0.3液態渦輪機 0.2Ranklne循環#1HX2(段2) 212.9HXG3 77.1機械功率 0.5 103.5來自蒸汽循環的廢熱 186.9合成氣燃料的CPE 596.8Brayton循環#1渦輪機1 7.9空壓機 64.6聯合循環氣體循環 109.3渦輪機2蒸汽循環2HXG2 70.3HXG4 56.4機械功率 0.2 45.3來自蒸汽循環的廢熱 81.7輸入轉換過程生物質(廢木)輸入PEC 473.0總能量平衡總能量 473.01008.3 65.5 596.8 1276.9 266.2排出的淨廢熱 268.6需要的淨輸入能 0.0功率轉換過程淨電量 180.6總的可輸出電量 180.6總的熱力學轉換效率38.2％
表5 用於生成費託鏈烴產物所優化的生物質轉化，採用加大的輸入水∶生物質＝9∶1和絕熱HGR(AHGR)輸入能量率(MW) 輸出能量率(MW)組成PCE 熱 功 PCE 熱功熱交換器HX1 22.822.8HX2段149.0段2151.1HX3段156.4段224.8HX4 23.623.6HX5(SPR) 129.8HX6 32.832.8HX7 603.4 481.8HX8 15.9HX2的段1 49.0HX9(FTR) 37.437.3HX10 17.3HXG1 122.0HXG2 23.7HXG3段118.818.8段28.0水力液體泵 0.6渦輪機1 7.3渦輪機2 54.9渦輪機3 0.0Brayton循環渦輪機4 20.5 20.5渦輪機5 103.5 103.5渦輪機6 1.0 1.0壓縮機 2.8空氣壓縮機 31.2冷凝器熱 85.8渦輪機7和8 0.123.6來自蒸汽循環的廢熱 62.2化學轉化過程所生產的合成鏈烴214.9所生產的合成柴油*輸入轉換過程生物質(廢本)輸入PCE473.0總能量平衡總能量 473.0 1106.9 34.7 214.91169.2 210.8排出的淨廢熱 62.2需要的淨輸入能 0.0功率轉換過程淨電量 155.1總的可輸出電量總的熱力學轉換效率注*假設所生產的合成鏈烴產物是50％的十六烷和50％的蠟蠟可以常規加工成十六烷，轉化率為70％
表6 生物質轉化方案優化實施研究的歸納原料輸入速率 水/生物 每天有效 CPE功率CPE輸入kg/hrMT/天質比 生產量MWch 百分數乾燥廢木837752011473.0 100.0％轉化方案 版本10/12/01注所有的轉化方案都不需要額外的能量或高能原料所有排出的廢熱都在40℃以下並且假設是不能回收的#在20℃，5.1atm下貯存DME為壓縮液體，密度為668g/L，LHV為28.4MJ/kg
表7 生物質轉化方案優化實施研究的歸納*原料 輸入速率水/ 每天有效CPE率CPE輸入kg/hr MT/天生物質比 生產量 MWch 百分數固體廢木 83775 2011 473.0100.0％轉化方案 版本 10/9/2001注意所有的轉化方案都不需要額外的能量或高能原料所有排出的廢熱都在40℃以下並且假設是不能回收的# 在20℃，5.1atm下貯存的DME為壓縮液體，密度為668g/L，LHV為28.4MJ/kg1 bbl的壓縮液體DME具有106.2kg的質量和3.02GJ的LHV CPE+ 1 atm20K大約3.7MJ/kg能量的液化氫每天需要冷卻的立方米數，液化氫具有144MJ/kg的HHV* 所有的熱力學和熱動力學模擬時間為10/1/200權利要求
1.一種生產用作氣體燃料或用作引入費託反應器中生產液體燃料的原料的合成氣的方法，其改進包括在產生富甲烷產物氣的條件下，將含碳材料、來自內源的氫氣和水引入加氫氣化反應器中；在生成包含氫氣和一氧化碳的合成氣的條件下，將來自加氫氣化反應器的富甲烷產物氣引入蒸汽熱解重整裝置；將蒸汽熱解重整裝置產生的一部分氫氣作為所述的來自內源的氫氣引入加氫氣化反應器；和將蒸汽熱解重整裝置產生的所述合成氣用於工藝熱或作為發動機燃料以發電，或者在製備液體燃料的條件下將所述合成氣引入費託反應器。
2.權利要求1所述的方法，其中所述蒸汽熱解重整裝置產生的所述部分氫氣是通過氫氣純化過濾器獲得的。
3.權利要求1所述的方法，其中在加氫氣化反應器中的所述條件和所述含碳材料、氫氣和水的相對量是使得在放熱下生產所述富甲烷產物氣。
4.權利要求3所述的方法，其中產生富甲烷產物氣的條件包括超級大氣壓(super-atmospheric pressure)。
5.權利要求1所述的方法，其中含碳材料作為在水中的含碳顆粒漿料引入加氫氣化反應器。
6.權利要求5所述的方法，其中所述漿料是通過在水中研磨所述含碳材料而形成的。
7.權利要求5所述的方法，其中所述含碳材料的漿料在引入加氫氣化反應器之前用來自蒸汽發生器的過熱蒸汽加熱。
8.權利要求7所述的方法，其中在漿料輸入加氫氣化反應器之前，將所述過熱蒸汽從漿料中分離出來，並引入蒸汽熱解重整裝置中與來自加氫氣化反應器的富甲烷產物氣進行反應。
9.權利要求7所述的方法，其中所述漿料和過熱蒸汽一起輸入加氫氣化反應器中。
10.權利要求9所述的方法，其中在製備液體燃料的條件下，將由蒸汽熱解重整裝置產生的合成氣引入費託反應器中。
11.權利要求10所述的方法，其中在費託反應器中的所述條件以及氫氣和一氧化碳的相對含量是使得在放熱下製備所述液體燃料。
12.權利要求11所述的方法，包括將來自加氫氣化反應器和費託反應器之一或二者放出的熱量傳送至蒸汽發生器和蒸汽熱解重整裝置之一或二者。
13.權利要求11所述的方法，包括將加氫氣化反應器和費託反應器放出的熱量傳送至蒸汽發生器和蒸汽熱解重整裝置。
14.權利要求13所述的方法，其中使用熔鹽迴路以傳送所述放出的熱量。
15.權利要求1所述的方法，其中所述含碳材料包含生物質。
16.權利要求15所述的方法，其中所述生物質包含城市固體廢物。
17.權利要求10所述的方法，其中引入費託反應器的合成氣中的氫氣和一氧化碳的相對量是使得所述液體燃料基本上為十六烷。
18.一種用於從含碳材料製備液體燃料的基本自支持的方法，包括在水中研磨所述的含碳材料以製備含碳顆粒的漿料；用來自蒸汽發生器的過熱蒸汽加熱該漿料；在超級大氣壓下放熱製備富甲烷產物氣的用量和條件下，將來自內源的氫氣、漿料和過熱蒸汽引入加氫氣化反應器；在生成包含氫氣和一氧化碳的合成氣的條件下，將來自加氫氣化反應器的富甲烷產物氣和所述過熱蒸汽引入蒸汽熱解重整裝置；將由蒸汽熱解重整裝置生成的、通過氫氣純化過濾器得到的一部分氫氣引入加氫氣化反應器，該氫氣構成所述來自內源的氫氣；在放熱生產液體燃料的條件下，將由蒸汽熱解重整裝置生成的餘下的合成氣引入費託反應器；和將由加氫氣化反應器和費託反應器放出的熱量傳送至蒸汽發生器和蒸汽熱解重整裝置，藉此所述方法為基本上自支持的。
19.權利要求18所述的方法，其中使用熔鹽迴路以傳送所述放出的熱量。
20.權利要求18所述的方法，其中所述含碳材料包含生物質。
21.權利要求18所述的方法，其中所述生物質包含城市固體廢物。
22.生產用作氣體燃料或作為引入費託反應器以製備液體燃料的合成氣的裝置，包括含碳材料源和水源；加氫氣化反應器；和蒸汽熱解重整裝置；連接所述含碳材料和水的來源和加氫氣化反應器的管線，該管線用於向加氫氣化反應器中引入含碳材料和水以產生甲烷和一氧化碳；連接加氫氣化反應器和蒸汽熱解重整裝置的管線，該管線用於將加氫氣化反應器中產生的富甲烷產物氣引入蒸汽熱解重整裝置以生成包含氫氣和一氧化碳的合成氣；以及連接蒸汽熱解重整裝置和加氫氣化反應器的管線，該管線用於將由蒸汽熱解重整裝置生成的一部分氫氣引入加氫氣化反應器中。
23.權利要求22所述的裝置，包括氫氣純化過濾器，通過所述過濾器獲得所述由蒸汽熱解重整裝置生成的一部分氫氣。
24.權利要求22所述的裝置，包括形成含碳材料顆粒的研磨機，存放形成含碳顆粒漿料的顆粒和水的儲器，和連接儲器和加氫氣化反應器的管線，該管線用於將漿料輸入加氫氣化反應器中。
25.權利要求24所述的裝置，包括用於用過熱蒸汽加熱含碳材料漿料的蒸汽發生器，用於在漿料引入加氫氣化反應器之前將過熱蒸汽從漿料中分離出來的蒸汽分離器，以及用於將分離的蒸汽引入蒸汽熱解重整裝置以和來自加氫氣化反應器的富甲烷產物氣反應的管線。
26.權利要求24所述的裝置，包括用於用過熱蒸汽加熱含碳材料漿料的蒸汽發生器，藉此可將漿料和過熱蒸汽引入加氫氣化反應器。
27.權利要求26所述的裝置，包括費託反應器和連接蒸汽熱解重整裝置和費託反應器的管線，該管線用於將蒸汽熱解重整裝置產生的餘下的合成氣輸入費託反應器以製備液體燃料。
28.權利要求27所述的裝置，包括用於將來自加氫氣化反應器和費託反應器之一或二者的熱量傳送至蒸汽發生器和蒸汽熱解重整裝置之一或二者的熔鹽迴路。
29.權利要求27所述的裝置，包括用於將來自加氫氣化反應器和費託反應器的熱量傳送至蒸汽發生器和蒸汽熱解重整裝置的熔鹽迴路。
30.用於以基本自支持方法製備液體燃料的裝置，包括含碳材料和水的來源；加氫氣化反應器；蒸汽熱解重整裝置；氫氣純化過濾器；費託反應器；形成含碳材料顆粒的研磨機；存放所述顆粒和水以形成含碳顆粒漿料的儲器；用於用過熱蒸汽加熱漿料和通過熱裂解活化碳的蒸汽發生器；連接蒸汽發生器和加氫氣化反應器的管線，該管線用於將漿料和過熱蒸汽引入加氫氣化反應器中以產生甲烷和一氧化碳；連接蒸汽熱解重整裝置和加氫氣化反應器的管線，該管線用於將加氫氣化反應器產生的富甲烷產物氣引入蒸汽熱解重整裝置以形成包含氫氣和一氧化碳的合成氣；通過氫氣純化過濾器連接蒸汽熱解重整裝置和加氫氣化反應器的管線，該管線用於將蒸汽熱解重整裝置生成的一部分氫氣引入加氫氣化反應器；和連接蒸汽熱解重整裝置和費託反應器的管線，該管線用於將蒸汽熱解重整裝置產生的餘下的合成氣引入費託反應器中以製備液體燃料。
31.權利要求30所述的裝置，包括將來自加氫氣化反應器和費託反應器之一或二者的熱量傳送至蒸汽發生器和蒸汽熱解重整裝置之一或二者的熔鹽迴路。
32.權利要求30所述的裝置，包括將來自加氫氣化反應器和費託反應器的熱量傳送至蒸汽發生器和蒸汽熱解重整裝置的熔鹽迴路。
全文摘要
一種生產合成氣的方法和裝置，其生產的合成氣可用作氣體燃料，或者作為原料輸入費託反應器在基本自支持過程中得到液體燃料。將含碳材料顆粒在水中的漿液和來自內源的氫氣輸入加氫氣化器中，在一定條件產生富甲烷產物氣，然後輸入蒸汽熱解重整反應器，在一定條件下生成包含氫氣和一氧化碳的合成氣。產生於蒸汽熱解重整裝置的一部分氫氣通過氫氣純化過濾器後作為內源氫氣引入前述加氫氣化器。蒸汽熱解重整裝置生成的餘下的合成氣還可作為燃料用於使用氣體燃料的發動機以產生電和/或工藝熱，或者輸入費託反應器在一定條件下生產液體燃料。使用熔鹽迴路將加氫氣化器和生產液體燃料時費託反應器產生的熱量傳送至蒸汽發生器和蒸汽熱解重整裝置。
文檔編號C01B3/02GK1642851SQ03807372
公開日2005年7月20日 申請日期2003年2月4日 優先權日2002年2月5日
發明者約瑟夫·N·諾貝克, 科林·E·哈克特, 詹姆斯·E·休曼, 尤伊·Q·恩戈, 古文·T·特蘭, 比爾格·伊爾馬茲 申請人:加利福尼亞大學董事會