包括操作条件可选择地被调节的重整步骤的用于由碳质材料生产甲醇或烃的方法 |
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| 申请号 | CN201280009887.X | 申请日 | 2012-02-22 | 公开(公告)号 | CN103476704B | 公开(公告)日 | 2016-01-20 |
| 申请人 | 阿海珐; | 发明人 | 米歇尔·勒孔特; A·C·穆尔格·科代恩; | ||||
| 摘要 | 本 发明 的生产方法包括以下步骤：根据包括至少一个重整步骤的方法，由 碳 质材料生产 合成气 ，所述合成气在用于重整操作的第一操作条件下具有氢气与 一 氧 化碳 的第一摩尔比；由氢化的原料和第一消耗的电功率生产氢气流，所述氢气流具有用于所述第一消耗的电功率的第一摩尔流率；将用于生产所述氢气流所消耗的电功率降低至低于第一电功率的第二电功率，并且转变为不同于用于重整操作的所述第一操作条件的第二操作条件以补偿所述氢气流降低的摩尔流率，在所述第二操作条件下，所述合成气具有大于所述氢气与一氧化碳的第一摩尔比的氢气与一氧化碳的第二摩尔比。 | ||||||
| 权利要求 | 1.一种用于由至少一种碳质材料来生产甲醇和/或烃的方法，所述方法包括以下步骤： |
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| 说明书全文 | 包括操作条件可选择地被调节的重整步骤的用于由碳质材料生产甲醇或烃的方法 技术领域背景技术[0002] 美国2010/0022669描述了一种通过使用可变功率的可再生能源的源、消耗一部分电能的用于产生氧气的单元（空气分离单元或电解槽）、消耗所产生的氧气和又一部分电能的重整器以及用于使用由该重整器生产的合成气来生产液态烃的单元，而由诸如甲烷或生物质等碳质材料来生产液体烃的方法。 [0003] 该文件设想了若干解决方案用以解决可利用的电功率的可变性的问题。第一个设想的解决方案是改变向重整器提供的氧气的量，以使重整器一定程度上吸热或放热以及改变加热所需的电功率。其他解决方案由降低液态烃的生产量、使用额外的电源来加热重整器、使用额外的热源或进一步使用氧气缓冲储存器。 [0004] 这些方法不是很有效，使其难以补偿电功率在长期可用上的显著降低。 发明内容[0005] 有鉴于此，本发明旨在提出一种方法，该方法更强大，可以容忍电功率更久和更显著的降低。 [0006] 为了这个目的，本发明涉及一种用于由至少一种碳质材料来生产甲醇或烃的方法，所述方法包括以下步骤： [0007] 根据包括用于重整来自所述碳质材料的中间气体流的至少一个操作的方法，由所述碳质材料生产合成气（synthesis gas）流，所述合成气流至少包括氢气和一氧化碳，所述合成气在用于重整操作的第一操作条件下具有氢气与一氧化碳的第一摩尔比； [0008] 由氢化的原料和第一消耗的电功率生产氢气流，所述氢气流具有用于所述第一消耗的电功率的第一摩尔流率； [0009] 由所述合成气流和所述氢气流生产甲醇或烃； [0010] 将用于生产所述氢气流的消耗的电功率降低至低于第一电功率的第二电功率，所述氢气流具有用于第二消耗的电功率的低于所述第一摩尔流率的第二摩尔流率，并且设置用于重整操作的不同于所述第一操作条件的第二操作条件以补偿所述氢气流降低的摩尔流率，在所述第二操作条件下，所述合成气具有大于所述氢气与一氧化碳的第一摩尔比的氢气与一氧化碳的第二摩尔比。 [0011] 单独考虑或根据技术上所有可能的组合，所述方法还可以包括以下特征中的一个或若干： [0012] 在所述第一操作条件下，所述重整操作在第一温度下进行；在所述第二操作条件下，所述重整操作在低于所述第一温度的第二温度下进行； [0013] 在所述第一操作条件下，所述重整操作在第一压力下进行；在所述第二操作条件下，所述重整操作在低于所述第一压力的第二压力下进行； [0014] 所述重整操作在重整单元中进行，所述重整单元在入口处接收包括中间流的含有有机分子的多种流入物，总之，所述重整单元从不同的流入物中接收包含在所述有机分子中的碳原子的总摩尔流和总水H2O摩尔流，通过改变总水H2O摩尔流率相对于包含在所述有机分子中的碳原子的总摩尔流率的比例，所述重整操作从所述第一操作条件转到所述第二操作条件； [0015] 总水H2O摩尔流率相对于包含在所述有机分子中的碳原子的总摩尔流率的比例在所述第一操作条件下等于第一值，并且在所述第二操作条件下等于第二值，所述第二值大于所述第一值； [0016] 所述第二值为所述第一值的1.1倍至5倍，优选为所述第一值的1.5倍至3倍； [0017] 所述重整操作在重整单元中进行，所述重整单元在入口处接收包括中间流的多种流入物，总之，所述重整单元从不同的流入物中接收包含在所述有机分子中的碳原子的总摩尔流率和总氧气O2摩尔流率，通过改变氧气的总摩尔流率相对于包含在所述有机分子中的碳原子的总流率的比例，所述重整操作从所述第一操作条件转到所述第二操作条件； [0018] 所述氢气流由服务于其他用户的配电网提供的电力来生产； [0020] 根据第二方面，本发明涉及一种用于由至少一种碳质材料来生产甲醇或烃的设备，所述设备包括： [0021] 用于由所述碳质材料来生产合成气流的单元，所述单元包括用于重整来自所述碳质材料的中间气体流的至少一个单元，所述合成气流至少包括氢气和一氧化碳，所述合成气在用于重整操作的第一操作条件下具有氢气与一氧化碳的第一摩尔比； [0022] 用于由氢化的原料和第一消耗的电功率来生产氢气流的单元，所述氢气流具有用于所述消耗的电功率的第一摩尔流率； [0023] 用于由所述合成气流和所述氢气流来生产甲醇或烃的单元； [0024] 用于将生产所述氢气流的消耗的电功率降低至低于第一电功率的第二电功率的程序控制单元，所述氢气流具有用于第二消耗的电功率的低于所述第一摩尔流率的第二摩尔流率，控制单元被程序化从而使重整单元转到不同于所述第一操作条件的第二操作条件下以补偿所述氢气流降低的摩尔比，在所述第二操作条件下，所述合成气具有大于所述氢气与一氧化碳的第一摩尔比的氢气与一氧化碳的第二摩尔比。附图说明 [0025] 从下面给出的参考附图的详细描述中本发明的其他特征和优点将变得明显，这些描述作为示例而不以任何方式作为限制，其中： [0026] 图1是根据本发明的第一实施方式的用于生产烃的设备的简化示意图； [0027] 图2是根据本发明的第二实施方式的生产设备的类似于图1的示意图； [0028] 图3至图8是在30巴下，对于重整器中不同的进料条件，干燥基（dry basis）的CH4、H2、CO和CO2在平衡时摩尔分数的时间依赖性变化和在重整器出口处的甲烷的转化率与反应温度的关系曲线的图示； [0029] 图9和图10是示出在30巴下，对于在图3至图8的操作条件下操作的重整器，在平衡时比例CO/CO2和H2/CO的时间依赖性变化与反应温度的关系曲线的图。 具体实施方式[0030] 在图1和图2中，每个矩形既对应于本发明方法的步骤或子步骤，也对应于相应的工业设备单元。该设备将被描述为包括对应于该方法的步骤或子步骤的单元。 [0031] 示意性地示出在图1和图2中的设备旨在由碳质材料来生产甲醇和/或烃。碳质材料可包括下列物质中一种或多种： [0033] 城市废物， [0034] 动物粪便， [0035] 生物质， [0036] 塑料材料，如聚乙烯或聚对苯二甲酸乙二醇酯等。 [0037] 这份列单是非限制性的。 [0038] 在图1的示例性实施方式中，碳质材料是生物质。 [0039] 图1的设备至少包括以下单元： [0040] 单元10，用于由碳质材料来生产合成气的第一流， [0041] 单元12，用于调控（condition）合成气的第一流； [0042] 单元14，用于向合成气的第一流中添加氢气流以形成合成气的第二流； [0043] 单元16，用于由合成气的第二流来生产第一产物流； [0044] 可选的第一分离单元18，第一产物流在其中被分离成例如水流、第二产物流和将被回收的气体的第一流； [0045] 可选的第二分离单元20，将被回收的第一气体流在其中被分离成气体吹扫流以及第一回收流和第二回收流； [0046] 单元22，用于电解水； [0047] 可选的空气分离单元24。 [0048] 用于生产合成气的第一流的单元10通常包括用于使生产中间流的生物质气化的单元26和用于由该中间流来生产合成气的第一流的重整单元30。 [0049] 在供入到气化单元26之前，生物质可以可选地进行预处理。该预处理可以是碾磨、干燥操作或使生物质处于合适条件下以便在气化单元中被处理而需要的任何其他操作。 [0050] 根据待处理的生物质的特性来选择气化单元。气化单元是已知的类型，在本文中将不更详细地描述。生物质经由管线34供入，水经由管线36供入，并且氧气经由管线38供入。氧气来自电解单元22和/或空气分离单元24。中间气体流通过管线28离开气化单元。在气化单元26中，生物质分解成主要包括甲烷CH4、水、二氧化碳、一氧化碳和氢气的气体。 [0051] 然后中间流进入用于调节该中间流中水蒸气含量的单元40。如果中间流包含相对于重整单元30的合适操作所需要的含量过量的水蒸气，从中间流中分离出水蒸气的一部分，且该部分水蒸气通过管线42离开单元40。中间流通过管线44离开单元40并供入到重整单元30。通过管线42离开单元40的水流可以供入到气化单元26或电解单元22。 [0052] 重整单元通常是自热重整（ATR）单元或部分氧化重整（POX：Partial Oxidation）单元或水蒸气重整（SR）单元。经由管线44将中间流供给至重整单元30，并且经由管线46将来自电解单元22或空气分离单元24的氧气供给至重整单元30。重整单元30也经由管线48接收第一回收气体流。当中间流不包括足以用于合适地操作重整单元30的水蒸气时，可选地通过管线49将水蒸气供给重整单元30。第一回收气体流主要包括CO、CO2、CH4、H2和轻质烃。在重整单元30中，来自中间流的甲烷分子及来自第一回收气体流的甲烷分子和轻质烃被分解并转化为CO、CO2和H2。 [0053] 重整单元生产合成气的第一流，该合成气的第一流经由管线32被引向用于调控气体的单元12。 [0054] 合成气的第一流主要包括一氧化碳CO、二氧化碳CO2、氢气H2和水。它还包括较少量的其他气体。这些其他气体尤其（i.a.）是未转化的烃和杂质（H2S，NOx等）。 [0055] 用于调控气体的单元12接收来自重整单元30的合成气的第一流并将一氧化碳和氢气与二氧化碳、水蒸气和诸如H2S等的其他杂质分离开。在用于调控气体的该单元12中，合成气的第一流由此被分离成主要含有CO和氢气的纯化的合成气的第一流以及一个或若干分离的气体流。纯化的气体的第一流经由管线50离开单元12，分离的气体流经由管线52和54离开单元12。 [0056] 来自气体调控单元12的纯化的合成气的第一流经由管线50被引至用于添加氢气的单元14。在排放到大气中之前，分离的气体流可进行例如旨在回收水蒸气以供入到电解单元22或气化单元26中的处理。二氧化碳可排放到大气中或者可回收或存储。 [0057] 在单元14中，将确定量的氢气添加到纯化的合成气的第一流中从而形成合成气的第二流。该氢气经由管线56来自电解单元22。在单元14中，回收气体的第二流也与氢气和纯化的合成气的第一流混合。经由管线58将回收气体的第二流供入到单元14。该第二流主要包括H2和CO以及较少量的CO2、甲烷和轻质烃。合成气的第二流经由管线60离开单元14且供入到生产单元16中。 [0058] 在图1的示例性实施方式中的生产单元16根据费-托工艺来操作。在该单元中，二氧化碳CO与氢气反应以生产烃。该反应用合适的催化剂催化。生产单元是已知的类型，在本文中将不更详细地描述。 [0059] 第一产物流经由管线62离开单元16，并被引至第一分离单元18。第一产物流包括来自合成气的第二流的CO和H2部分以及在单元16中没有反应的CO和H2部分。它还包括来自在单元16内的反应的所有产物，并且具体包括大量不同性质的烃，以及水。它还尤其包括甲烷和C2链、C3链、C4链，......，C100链等。上述烃尤其包括石脑油、蜡状材料、蜡（蜡状材料）和可回收的产物，例如柴油燃料和/或煤油等。 [0060] 在第一分离单元中，第一产物流被分离成三个流： [0061] 具有以小比例溶解的某些有机产物（醇、有机酸）的水流； [0062] 包括大部分可冷凝的产物的最终产物的第二流（对于费-托工艺，为C4至C100产物）； [0063] 至少包括CO、CO2、H2和轻质烃，特别是甲烷的将被回收的第一气体流。 [0064] 最终产物的第二流经由管线64离开第一分离单元18。该最终产物的第二流可以被引向旨在将该流中的不同组分彼此分离的后处理单元。该后处理单元也可以是旨在将这些组分转化成其他可回收的产物，例如柴油燃料等的单元。 [0065] 水流经由管线66离开第一分离单元18。例如，可选地在处理之后，它被引向电解单元22或被引向气化单元26。将被回收的气体的第一流通过管线68离开单元18且被引向第二分离单元20。 [0066] 在该第二分离单元中，该流被分成三个不同的流：吹扫流（purge stream）（管线70）、经由管线58朝向单元14的回收流以及经由管线48朝向单元30的回收流。选择每个流的流率以优化该工艺的产率。通常情况下，吹扫流率的值是三个中最小的。在示例性实施方式中，这三个流具有针对所有化合物完全相同的组成。然而，可以提供分离单元，用该分离单元可有效地将朝向单元14和单元30的回收流中的杂质除去且将这些杂质转移到吹扫流中。 [0067] 在可选的后处理之后，吹扫流被排放到大气中。该后处理可由燃烧轻质烃（能量回收）、将释放到大气中受限的特定气体物质分离等组成。 [0068] 电解单元22可通过电解水来生产氢气流和氧气流。供入电解单元22的水来自该工艺外部的水源。为了限制该工艺的总耗水量，该水供应的一部分也可来自气体调控单元12和/或第一分离单元18。氢气经由管线56离开电解单元。氧气经由管线74离开电解单元且供入到气化单元或重整单元。电解单元22经由电线76供给电。电线76通常连接到配电网中，该配电网不是电解单元22专用，而服务于用于生产甲醇或烃的单元以外的其他用户。 [0069] 在空气分离单元24中，将空气中的氧气与其他气体例如氮气分离开。在某些示例性实施方式中，不需要空气分离单元24，电解单元22提供足够的供入到生产单元10的氧气。 [0070] 设备的不同单元由应用该生产方法的程序控制单元78来控制，该生产方法将在下面描述。 [0071] 现在将描述图2的生产设备。下面将仅详细描述该设备不同于图1的设备的方面。在这两个设备中所有提供相同功能的相同元件将用相同的附图标记来表示。 [0072] 在该设备中，重整单元30是水蒸气重整（SR，Steam Reforming）单元。重整单元30包括燃烧子单元80和重整子单元82。经过用于调节水蒸气含量的单元40后的中间气体流供入到子单元80。在该子单元80中，该气体通过与燃烧气体进行热交换而被间接加热。 变热的中间气体流通过管线84离开燃烧子单元80且被引至重整子单元82。在图2的实施例中的燃烧气体来自第二分离单元20。它通常包括CO、CO2、CH4和H2及轻质烃。它从单元 20经由管线86被引至添加单元88。在添加管线88中，将氧化剂例如空气或氧气经由管线 90添加到燃烧气体中。然后燃烧气体经由单元88的管线92被引至燃烧子单元，在该燃烧子单元中，该燃烧气体燃烧同时释放热。燃烧过的气体经由管线94离开子单元80且形成吹扫物。可选地在纯化之后，将燃烧过的气体排放到大气中。 [0073] 在该重整子单元82中，变热的中间气体流的甲烷通过重整反应被分解且转化为CO、CO2和H2。 [0074] 离开重整子单元82的合成气的第一流通过管线32被引向气体调控单元。 [0075] 在本发明的生产方法中，提供电解单元22的电功率需求的调制（modulation）以适应配电网上可利用的电功率。首先，这在高峰期间即当连接到配电网上的其他电力用户需要相当量的功率时可降低电解单元的电功率。事实上，在同一天中消耗的电功率是变化的，例如在白天结束时有个高峰。另一方面，在夜间电力消耗降低。 [0076] 在一年中电力消耗也是变化的，因为大量具有电加热装置的用户，在冬季的月份里消耗更大，而在夏季至少在不广泛使用空调的地区消耗更加降低。 [0078] 因此，在本发明的生产方法中，用于生产氢气流而消耗的电功率在某些所谓的非高峰期间更显著，而在其他所谓的高峰期间不太显著。 [0079] 因此，电解单元22在高峰期间产生较小的氢气流，而在非高峰期间产生较大的氢气流。 [0080] 为了补偿该氢气的缺乏，并因此在单元16入口处获得合适的H2/CO比例（对于费-托应用通常约为2.1），控制单元78被程序化以应用以下对策。 [0081] 可改变重整单元30的操作条件以生产一定程度上显著量的氢气。通常，在单元30的出口处得到的H2/CO摩尔比可在0.6和3之间变化。事实上，该单元的操作由重整单元30中的温度、反应压力和进入流的组成，特别是比例H2O/C和O2/C（分别为进入单元30的水的总摩尔流率相对于进入单元30的有机化合物中含有的碳原子的总摩尔流率和进入单元30的总氧气摩尔流率相对于进入单元30的有机化合物中含有的碳原子的总摩尔流率）来决定。 [0082] “进入重整单元30的物种的总摩尔流率”指进入单元30中的所有流中的该物种的摩尔流率的总和。在图1的实施例中，包含在有机化合物中的碳原子的总摩尔流率对应于中间流和第一回收气体流中的不同有机化合物（烃）中的碳原子的摩尔流率的总和。水H2O的总摩尔流率对应于中间气体流44、49和第一回收气体流（48）中的水摩尔流率的总和。因为进入重整单元30的其他流中的氧气的摩尔流率几乎是零，所以氧气的总摩尔流率主要对应于通过管线46进入的氧气流率。 [0083] 在实践中，当甲烷CH4占进入重整单元30的有机化合物的大部分时，上述比例可近似为比例H2O/CH4和O2/CH4。H2O和O2具有与上述相同的含义。CH4对应于进入重整单元30的所有流中的甲烷的总摩尔流率。 [0084] 图3和图10示出通过模拟而得到的计算从而以简化的方式示出在ATR或SR类型的单元中生产的气体的不同的摩尔分数的时间依赖性变化。相关的反应器是等温的且操作压力是30巴。由此得到的浓度是在热力学平衡（吉布斯反应器）下得到的。另外，认为该反应器被完全加热到所需的温度。 [0085] 图3至图6示出干燥基的CH4、H2、CO和CO2在平衡时摩尔分数的时间依赖性变化和在图1的重整单元的出口处的甲烷转化量与反应温度的关系曲线。横坐标为温度，纵坐标为摩尔分数和甲烷转化量。温度表示为摄氏度℃，且其他参数表示为%。 [0086] 对于ATR类型的重整单元，其包括集成在单个反应器中的两个步骤： [0087] 部分燃烧或氧化步骤，在该步骤中注入氧气以在放热反应的作用下使流入的气体的温度升高至需要的反应条件， [0088] 第二吸热步骤，在该步骤期间重整反应在固定催化床中进行。 [0089] 在20巴～100巴的压力下，催化床中的温度通常在800℃～1000℃之间变化。在催化床的上部，温度可达到1100℃～1400℃。催化剂例如是基于在尖晶石载体上的镍。燃烧步骤中的温度约为2000℃。 [0090] 在图3、图4和图5中，流入气体的流不包括任何二氧化碳。另一方面，在反应器入口处总H2O相对于总CH4的比例在图3中是1，在图4中是2，在图5中是5。在图6中，流入气体中总H2O相对于总CH4的比例是2且流入气体中总CH4相对于总CO2的比例是1。 [0091] 对于水蒸气重整单元，例如图2中示出的水蒸气重整单元，图7和图8给出与图3至图6相同的取决于温度的数量。在图7和图8中，重整单元入口处总H2O相对于总CH4的比例等于2。此外，重整单元入口处总O2相对于总CH4的比例在两种情况下的值都是0.6。另一方面，对于图7，进入重整单元的气体中没有CO2。对于图8，重整单元入口处总CH4相对于总CO2的比例的值为1。 [0092] 图9和图10示出对应于图3至图8的六种情况，在平衡时，即反应器的出口处，比例CO/CO2和H2/CO各自的时间依赖性变化与反应温度的关系曲线。 [0093] 它清楚地表明： [0094] a）甲烷转化量对反应温度非常敏感且高温促进甲烷的转化， [0095] b）大的（H2O/CH4）比例促进甲烷的转化且由此促进合成气的生产（图3、图4和图5）， [0096] c）反应器入口处CO2和O2的存在使（H2/CO）比例以及得到的它们的相对量降低（图7和8）， [0097] d）二氧化碳含量随着反应器入口处（H2O/CH4）比例的增加而增加（图3、图4和图5）， [0098] e）在图9和图10中，可以看出重整器入口处O2的存在使H2/CO比例显著降低，[0099] f）H2/CO比例随反应温度而降低， [0100] g）从这些图的整体可以看出，甲烷的转化和得到的H2/CO比例之间存在折衷。 [0101] 较低的压力促进甲烷的转化。然而，这种解决方案对于改变H2/CO比例不是优选的，因为操作压力的显著降低意味着在下游增加压缩单元以得到对于单元16合适的压力（对于费-托单元通常在25巴～35巴之间）。 [0102] 另外，虽然反应温度是对H2/CO比例有很大影响的参数，但要谨慎地改变该参数，因为取决于催化剂活性的反应动力学和反应速率相应地被改变。 [0103] 因此，为了补偿电解单元22所消耗的电功率的降低以及由此导致的由该单元22生产的氢气的量减少，应该降低重整单元30的操作温度和/或应该在重整单元30的入口处降低O2/C比例和/或应该在重整单元的入口处增加H2O/C比例。 [0104] 在较不优选的替代方案中，重整单元30的操作压力应该降低。 [0105] 在实践中，同时进行所有这些改变是不可能的，或仅在受限的范围内进行。事实上，温度的降低影响反应动力学且因为温度过低可能没有达到在反应器出口处的平衡条件。此外，氧气的量决定重整器的反应温度且H2O/C比例的增加意味着氧气需求，因为有较大比例的重整反应（吸热反应）。因此，根据中间气体的组成和使用的重整单元的类型，哪些参数起作用以及作用到何种程度，基于具体分析来确定是必要的。 [0106] 图10示出，对于图6～图8中的相关计算实例，在重整单元入口处的总H2O相对于总CH4的比例增加使得在重整单元出口处的H2O/C比例增加。控制单元78被程序化以通过包括在1.1～5之间，优选包括在1.5～3之间的至少一个因子来改变在重整单元入口处的总H2O/C（或H2O/CH4）比例。 [0107] 然而，在某些其他示例性实施方式中，例如，用其他类型的碳质材料和在重整单元的其他操作条件下，应该通过控制单元78来降低在重整单元入口处的总H2O/总CH4比例以增加在该重整单元出口处的H2/CO比例。 [0108] 根据不同的情况，增加或降低在重整单元入口处的O2/CH4比例以增加在该同一重整单元出口处的H2O/CO比例是必要的。 [0109] 在下表1中示出的实施例中，用于控制在单元30出口处的H2/CO比例的唯一参数是H2O/C比例。调节O2/C比例的值从而具有恒定的重整温度。 [0110] 表1示出当单元16是费-托反应器时在高峰期间和在非高峰期间的图1和图2的方法的性能。在四个计算实例中，单元16入口处的H2/CO比例为2.1。在非高峰期间，电解单元消耗的电功率是显著的（约150MW）。在高峰期间，电解单元消耗的电功率降低至约80MW，但在重整单元入口处的H2O/CH4比例增加。该比例的值在非高峰期间是1.15，而在高峰期间是5。看出电解槽所需的净功率减少约45%。然而，不可避免的FT产物减少约17%。 事实上，因为CO的一部分转化成CO2和H2以弥补电解氢气的缺乏，所以碳产率降低。此外，系统的二氧化碳排放量增加。该二氧化碳可被存储以便在另一类型的回收操作中使用或用于螯合（sequestration）。 [0111] 来自气化单元的中间气体的组成以及中间气体流的质量流率、气化单元出口处的温度和压力示于表2中。 [0112] 该表示出，对于相关的计算实例，在重整单元出口处的H2/CO比例可在非高峰期间的0.7至高峰期间的1.2之间变化。费-托单元16出口处的产物流率在非高峰期间约为3.4kg/s且在高峰期间约为2.8。 [0113] 本发明的方法和相应的生产设备具有多个实施例。 [0114] 它给出使电解槽所需的功率适应配电网的可利用性的可行性，这有助于至少局部地稳定配电网的操作。此外，这使得当电的价格最高的时候电解槽的电力消耗能够减少以当电成本较低的时候增加电力消耗。设备的产率由此增加。调制电解单元所消耗的电功率的可行性使电解单元能够用不是来自本地配电网而是直接来自可再生电源，例如风力涡轮机的电来操作。 [0115] 不需要借助于大量的氢气或电功率的存储，可调节设备的操作。 [0116] 可大大减少电解槽所消耗的电功率，而生产的烃的量是适度减少。如表1所示，消耗的每MW所生产的烃的量在高峰期间明显大于非高峰期间。在该表的实施例中，电解单元所消耗的电功率减少大于40%使烃的生产量减少小于20%。 [0117] 与这些结果相比，如果也考虑到针对费-托反应器的供应流率的方法的灵活性，每个电解单元所消耗的电功率的降低可以达到大于50%，生产的烃的量降低小于30%。 [0118] 该方法和生产设备可以具有多种替代方式。 [0120] 空气分离单元24不是在每个实例中都是必需的，在某些情况下电解单元足以提供给气化单元和重整单元需要的氧气量。 [0121] 表1：使用ATR和SR单元的FT方法的性能比较 [0122] [0123] *ATR单元和SR单元在950℃和28.5巴下操作。 [0124] 表2：在气化单元出口处的中间气体的干燥基组成 [0125]CO 19.2 %mol CO2 45.0 %mol H2 19.0 %mol CH4 13.2 %mol 其他有机化合物 3.5 %mol H2/CO 1.00 mol/mol 压力 29 巴 温度 950 ℃ 质量流率 20.4 kg/s 乙烷 0.08 %v/v 乙烯 1.53 %v/v 甲烷 8.17 %v/v CO 11.86 %v/v CO2 27.92 %v/v H2 11.79 %v/v H2O 37.69 %v/v N2 0.06 %v/v Ar 0.06 %v/v 氨 0.29 %v/v H2S 0.01 %v/v BTX-苯 0.26 %v/v 焦油-萘 0.27 %v/v H2/CO 1.00 mol/mol H2O/CH4 4.6 mol/mol |
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