在副产物转化成合成气和CO2分离下由CO2生产合成燃料的制作方法

本发明涉及非常高品质（基本不含硫、芳烃、氮）的合成燃料，即汽油、煤油、瓦斯油和/或其它烃产品，如石脑油或润滑剂基础油的生产。更特别地，本发明的一个目的是由二氧化碳（co2）和水生产合成燃料。根据本发明的二氧化碳转化成燃料基料特别涉及以下阶段：将二氧化碳和氢气转化成主要由一氧化碳（co）和h2组成的第一合成气，将合成气分离成富co2料流和贫co2料流，通过费-托（ft）法将贫co2合成气转化成合成烃，来自ft法的烃流出物的加氢转化和来自ft法的产物的转化。

背景技术：

0、现有技术

1、使用逆水煤气变换（rwgs）法将二氧化碳和氢气的混合物转化成合成气co + h2很早已为本领域技术人员所知。这同样适用于费托合成法，其使得可以根据催化剂和操作条件将所述合成气转化成链烷烃和/或烯烃和/或氧基化合物的混合物。在生产链烷烃的情况下，优选改进其某些性质以使它们能够用于运输应用。

2、一系列的单元操作已经成为专利申请的主题，这些系列的单元操作旨在将二氧化碳转化成燃料基料，通常称为术语电燃料（e-fuels）（或电燃料（electrofuels））。

3、例如，可以提及专利申请us2010/0280135 a1，其描述了可再生费托合成法，其使得可以由风能、残余二氧化碳和水生产烃和醇。该方法包含以下单元操作：水的电解以生产氢气和氧气、用于生产合成气的rwgs反应器，在高温多管式反应器中的费托合成。描述了各种再循环选项（例如，在从rwgs中分离未转化的二氧化碳之后再循环、将ex-ft二氧化碳再循环至rwgs、将ex-ft未转化的h2和co再循环至ft）。

4、专利申请us2012/0079767 a1描述了一种在控制产生的合成气的摩尔比（h2/co）的同时通过将源自不同来源的氢气和一氧化碳组合而生产合成气的方法和系统。氢气通过水的电解产生。一氧化碳通过从固定式内燃机的排气中捕获的二氧化碳与氢气在rwgs反应器中反应产生。烃燃料由合成气通过费托合成产生。

5、专利申请us2007/0142481 a1描述了一种合成烃的方法，其包括将氢气和一氧化碳引入第一费托反应阶段，以使得氢气和一氧化碳可以部分催化反应以形成烃。将获自第一反应阶段的包含未反应的氢气和一氧化碳的尾气的至少一部分引入第二费托反应阶段，其是两相高温催化费托反应阶段。氢气和一氧化碳可以在第二反应阶段中至少部分催化反应以形成气态烃。该专利申请的特征在于存在两个串联的费托反应器；第二反应器处理来自第一反应器的未转化的合成气。没有二氧化碳的再循环或水的再循环。

6、专利申请wo 2022/232 936 a1描述了一种使得可以在处理合成气期间提高一氧化碳产量并再循环二氧化碳的方法，其使用用于将二氧化碳转化成一氧化碳的单元，如逆水煤气变换（rwgs）反应器，将来自制得的合成气的过量co2转化成附加的co，同时使用绿色、可再生或低碳强度的氢气的外部来源。

7、因此，对现有技术的分析证明，rwgs和费托单元操作的顺序使得可以由二氧化碳和氢气生产用于燃料的合成基料，所述氢气在一些情况下可以通过用如太阳能或风能之类的电力来源电解水而生产。

8、另一方面，现有技术没有提及集成附加单元以使得可以增加二氧化碳向每分子具有8至22，并且优选基本上9至16个碳原子的碳数的链烷烃的转化率的可能性。

技术实现思路

1、本发明涉及二氧化碳的转化以产生富含co和h2的第一合成气、分离该合成气中存在的co2、通过费托（ft）反应将贫化co2的合成气转化成合成烃、来自ft法的烃流出物的加氢转化和将副产物转化成富含co和h2的第二合成气。

2、具体地，本发明涉及用于由二氧化碳和氢气生产合成燃料的装置和方法，其使得可以改进每分子具有8至22个碳原子的链烷烃，实际上甚至基本上每分子具有9至16个碳原子的链烷烃的生产。

3、本发明基于逆水煤气变换rwgs反应单元的存在，向其供入二氧化碳和h2并且其产生富含co和h2的第一合成气。

4、本发明还基于在费托反应单元上游的用于分离合成气中所含的二氧化碳的单元的存在。将从合成气中分离的二氧化碳再循环至rwgs反应单元的入口。因此，送至费托反应单元的合成气基本上不再含有二氧化碳。

5、本发明还基于加氢转化单元（提质（upgrading）单元；本领域技术人员已知的）的存在，向其供入来自ft法的烃流出物并且其产生与用于陆地、航空和船用燃料的用途相容的合成燃料。

6、最后，本发明基于用于将副产物转化成合成气的单元的存在，向其供入来自ft反应单元和来自加氢转化单元的副产物以产生富含h2和co的第二合成气。有利地，将第二合成气送回二氧化碳分离单元的入口，以使得可以将来自rwgs单元和来自用于将副产物转化成合成气的单元的co2再循环至rwgs单元，并在费托反应单元中提质附加的co。

7、因此向二氧化碳分离单元供入来自rwgs单元的第一合成气和来自用于将副产物转化成合成气的单元的第二合成气。

8、优选地，该方法中需要的氢气完全由水电解单元提供。有利地，通过水的电解产生的氢气可用于二氧化碳的转化、费托合成和加氢转化。因此，根据本发明的方法不需要外部氢气供应，例如通过天然气的蒸汽重整产生的氢气。电解槽优选用低碳电力运行，这有助于所生产的燃料和气体的可再生性质。此外，用于生产氢气的水可以至少部分来源于在该方法的各个阶段中产生的水的再循环，这具有限制外部水供应的优点。

9、有利地，通过水的电解产生的氧气还可以供入用于将副产物转化成合成气的单元。

10、根据第一个方面，通过一种转化含二氧化碳的原料的方法获得上述目的以及其它优点，该方法包括以下阶段：

11、- 在逆水煤气变换rwgs反应单元中用第一氢气源处理富含二氧化碳的原料以产生富含一氧化碳和h2的第一合成气和第一水流出物；

12、- 在二氧化碳分离单元中处理第一合成气以产生贫化二氧化碳的气体流出物和富含二氧化碳的气体流出物；

13、- 将富含二氧化碳的气体流出物再循环至rwgs反应单元的入口；

14、- 在费托反应单元中转化贫化二氧化碳的气体流出物以产生烃流出物、第二水流出物、富含co、h2、co2和每分子具有1至5个碳原子的烃的第一气体ft流出物和任选地富含每分子具有1至5个碳原子的烃的第二气体ft流出物；

15、- 在加氢转化反应单元（加氢处理和/或加氢裂化和/或加氢异构化单元）中用第三氢气源处理烃流出物以至少产生包含每分子具有8至22，并且优选基本上9至16个碳原子的碳数的链烷烃，例如符合运输应用的规格的第一烃馏分、包含每分子具有1至5个碳原子的烃的第三气体流出物和包含每分子具有4至8个碳原子的链烷烃的第二烃馏分；

16、- 在用于将副产物转化成合成气的反应单元中转化第一气体ft流出物的至少一部分和第二烃馏分的至少一部分，以产生富含一氧化碳和氢气的第二合成气；和

17、- 将第二合成气送入二氧化碳分离单元。

18、根据一个或多个实施方案，向用于将副产物转化成合成气的反应单元至少部分地供入第二气体ft流出物。

19、根据一个或多个实施方案，向用于将副产物转化成合成气的反应单元至少部分地供入第三气体流出物。

20、根据一个或多个实施方案，富含二氧化碳的原料和/或富含二氧化碳的气体流出物在引入rwgs反应单元之前单独地或在混合之后进行纯化。

21、根据一个或多个实施方案，贫化二氧化碳的气体流出物在引入费托反应单元之前进行纯化。流出物纯化阶段旨在至少部分除去以下化合物中的至少一种：有机化合物、离子实体、硫化合物、氮化合物、卤代化合物、金属（例如重金属）和过渡金属。

22、根据一个或多个实施方案，rwgs反应单元包括至少一个在以下操作条件中的至少一个下使用的反应器：

23、- 在700℃至1200℃之间，优选在750℃至1100℃之间，并且再更优选在780℃至1050℃之间的温度；

24、- 在0.1 mpa至10 mpa之间，优选在0.1 mpa至5 mpa之间，并且更优选在0.1 mpa至3.5 mpa之间的压力；

25、- 在2000 sl/kgcata/h至40 000 sl/kgcata/h之间的反应器入口处的气体空速；

26、- 包含选自元素ni、cu、fe、co、pt、pd、ru、ag和au的金属或金属组合的催化剂。根据一个或多个实施方案，用于rwgs反应的催化剂包含例如基于氧化铝、基于二氧化硅、基于二氧化硅-氧化铝或基于硅质氧化铝的载体。

27、根据一个或多个实施方案，二氧化碳分离单元使用通过化学溶剂和/或物理溶剂和/或膜和/或在固体上的吸附进行的分离。

28、根据一个或多个实施方案，费托反应单元包括至少一个在以下操作条件中的至少一个下使用的反应器：

29、- 在170℃至280℃之间，优选在190℃至260℃之间，并且优选在210℃至240℃之间的温度；

30、- 在1.0 mpa至6.0 mpa之间，优选在1.5 mpa至3.5 mpa之间，并且优选在2.0 mpa至3.0 mpa之间的绝对压力；

31、- 包含钴或铁，优选钴的催化剂，该催化剂任选地包含例如基于氧化铝、基于二氧化硅、基于二氧化硅-氧化铝、基于硅质氧化铝或基于钛的载体。

32、根据一个或多个实施方案，该方法包括向费托反应单元供入第二氢气源。

33、根据一个或多个实施方案，加氢转化反应单元包括至少一个在以下操作条件中的至少一个下使用的反应器：

34、- 在200℃至500℃之间，更优选在280℃至450℃之间，并且再更优选在300℃至420℃之间的温度；

35、- 在0.2 mpa至15 mpa之间，优选在0.5 mpa至12 mpa之间，并且更优选在1 mpa至10 mpa之间的压力；

36、- 在0.1 h-1至10 h-1之间，优选在0.2 h-1至7 h-1之间，并且更优选在0.5 h-1至5h-1之间的空速，被定义为在环境温度和环境压力下的原料体积流量与催化剂体积的比率；

37、- 在70至2000标准升的氢气/升原料/小时之间，并且优选在150至1500标准升的氢气/升原料之间，并且更优选在300至1500标准升的氢气/升原料之间的氢气流量；

38、- 加氢处理和/或加氢裂化和/或加氢异构化催化剂包含选自周期表第vib族和第viiib族金属的至少一种加氢-脱氢金属和/或至少一种作为布朗斯台德酸的固体，即可以释放一个或多个质子的固体，和任选地粘合剂。

39、根据一个或多个实施方案，用于将副产物转化成合成气的反应单元包括至少一个在以下操作条件中的至少一个下使用的反应器：

40、- 在0.1 mpa至9 mpa之间的绝对压力；

41、- 在600℃至2000℃之间的温度。

42、根据一个或多个实施方案，用于将副产物转化成合成气的反应单元包含催化或非催化部分氧化单元，随后是用于冷却合成气并用于分离冷凝水的区段，该部分氧化单元包括至少一个在以下操作条件中的至少一个下使用的反应器：

43、- 在0.1 mpa至9 mpa之间，并且优选在0.1 mpa至4 mpa之间的绝对压力；

44、- 在600℃至2000℃之间，优选在800℃至1700℃之间，优选在900℃至1500℃之间或在1100℃至1500℃之间的温度；

45、- 存在用于燃烧的氧气，其中充氧率（oxygenation rate）在0.2至0.6之间，优选在0.25至0.5之间，以促进一氧化碳的形成；

46、- 当部分氧化单元是催化型的时，存在含有贵金属，如铑或镍或镍合金的催化剂。

47、根据一个或多个实施方案，至少部分地将第一气体ft流出物的一部分和/或第二气体ft流出物的至少一部分提质以得到合成甲烷（e-甲烷）、合成天然气（e-sng）或合成液化石油气（e-gpl）。

48、根据一个或多个实施方案，排出第一气体ft流出物的一部分。

49、根据第二个方面，通过一种用于转化含二氧化碳的原料的装置获得上述目的以及其它优点，该装置包括以下单元：

50、- 逆水煤气变换rwgs反应单元，其适于用第一氢气源处理富含二氧化碳的原料并产生富含一氧化碳和h2的第一合成气和第一水流出物；

51、- 二氧化碳分离单元，其适于处理第一合成气，以产生贫化二氧化碳的气体流出物和富含二氧化碳的气体流出物，并且将富含二氧化碳的气体流出物再循环至rwgs反应单元的入口；

52、- 费托反应单元，其适于转化贫化二氧化碳的气体流出物，并产生烃流出物、第二水流出物、富含co、h2、co2和每分子具有1至5个碳原子的烃的第一气体ft流出物和任选地富含每分子具有1至5个碳原子的烃的第二气体ft流出物；

53、- 加氢转化反应单元（加氢处理和/或加氢裂化和/或加氢异构化单元），其适于用第三氢气源处理烃流出物并至少产生包含每分子具有8至22，并且优选基本上9至16个碳原子的碳数的链烷烃，例如符合运输应用的规格的第一烃馏分、包含每分子具有1至5个碳原子的烃的第三气体流出物和包含每分子具有4至8个碳原子的链烷烃的第二烃馏分；和

54、- 用于将副产物转化成合成气的反应单元，其适于转化第一气体ft流出物的至少一部分、第二烃馏分的至少一部分、任选地至少部分包含第二气体ft流出物和/或至少部分包含第三气体流出物的气体料流，并产生富含一氧化碳和氢气的第二合成气，将其送至二氧化碳分离单元。

55、在阅读将仅作为非限制性说明并参考以下附图给出的以下描述时，根据上述方面的装置和方法的实施方案以及其它特征和优点将变得显而易见。

56、附图列表

57、图1显示根据本发明的方法的图示，其中向用于将副产物转化成合成气的反应单元供入至少一个气体ft流出物和至少一个来自加氢转化单元的包含每分子具有4至8个碳原子的链烷烃的烃馏分。

58、实施方案的描述

59、现在将详细描述根据本发明的方法和装置的实施方案。在以下详述中，公开了许多具体细节以提供对根据本发明的方法和装置的更深入理解。然而，本领域技术人员将显而易见的是，在没有这些具体细节的情况下可以实施根据本发明的方法且可以使用根据本发明的装置。在其它情况下，没有详细描述公知的特征以避免不必要地使描述复杂化。

60、在本说明书中，术语“包含”与“包括”和“含有”同义（意思相同），并且是包容性的或开放性的，且不排除未指明的其它要素。要理解的是，术语“包含”包括排他性和封闭性术语“由…组成”。此外，在本说明书中，基本上、实质上或仅包含化合物a的流出物对应于包含至少95重量%，优选至少98重量%，非常优选至少99重量%，实际上甚至100%的化合物a的流出物。最后，在本说明书中，富含化合物a的流出物对应于包含至少10重量%或体积%，优选至少30重量%或体积%，优选至少50重量%或体积%，优选至少70重量%或体积%，优选至少90重量%或体积%，优选至少95重量%或体积%的化合物a，如至少50重量%或体积%至99重量%或体积%之间的化合物a的流出物。在本说明书中，富含化合物a的流出物可以对应于由化合物a组成的流出物（例如小于1000 ppm，实际上甚至小于100 ppm的杂质）。

61、在本说明书中，术语“物理溶剂”与形成与溶质的弱键（例如氢键、范德华键）的溶剂同义（意思相同），该溶剂不形成与溶质的强键（例如共价键、离子键）。

62、本发明可以被定义为包含一系列单元操作的方法和装置，以使得可以由二氧化碳生产优选具有非常高品质的合成烃，如合成燃料，例如汽油、煤油、瓦斯油和/或石脑油或润滑剂基础油。

63、根据本发明的方法和装置的特征特别在于，它们使用并包含用于逆水煤气变换（rwgs）的单元、用于从气体流出物中分离二氧化碳的单元、用于费托（ft）合成的单元、用于来自费托反应单元的烃馏分的加氢转化（加氢处理和/或加氢裂化和/或加氢异构化）的单元和用于将来自该方法的烃副产物转化（rwgs和/或费托合成和/或加氢转化）成合成气的单元。

64、本发明的特征之一可以概括为使用二氧化碳生产非常高品质的合成燃料、汽油、煤油、瓦斯油和/或石脑油或润滑剂基础油。本发明尤其基于存在二氧化碳分离单元以从该方法的其它气体化合物中提取二氧化碳并将其再循环。本发明还基于用于将副产物转化成合成气的反应单元，其适于处理烃副产物以产生富含二氧化碳和氢气的合成气，从而改进感兴趣的产物的生产，特别是包含每分子具有9至16个碳原子的链烷烃的馏分。

65、因此，二氧化碳转化单元、二氧化碳分离单元、ft合成单元、加氢转化单元和用于将副产物转化成合成气的单元的组合使得可以以高产率生产燃料基料，并且特别是用于航空业的燃料基料。

66、参考图1，用于将二氧化碳转化成液体烃的方法/装置使用/包括：

67、- rwgs反应单元3，其适于用第一氢气源2至少部分地转化富含二氧化碳的原料1的二氧化碳并产生富含co和h2的第一合成气4和由rwgs反应产生的第一水流出物5；

68、- 二氧化碳分离单元6，其适于处理第一合成气4并产生贫化二氧化碳的气体流出物8和富含二氧化碳的气体流出物7，并且将富含二氧化碳的气体流出物7再循环至rwgs反应单元3的入口；

69、- 费托反应单元10，其适于转化贫化二氧化碳的气体流出物8，任选地用第二氢气源9转化，并至少产生烃流出物11、富含co、h2、co2和每分子具有1至5个碳原子的烃的第一气体ft流出物13、任选地富含每分子具有1至5个碳原子的烃的第二气体ft流出物16和来自气态水在费托反应的操作条件下的冷凝的由费托合成产生的第二水流出物12；

70、- 加氢转化反应单元19（加氢处理和/或加氢裂化和/或加氢异构化单元），其适于用第三氢气源18处理烃流出物11并至少产生包含每分子具有1至5个碳原子的烃的第三气体流出物22、包含每分子具有4至8个碳原子的链烷烃的第二烃馏分23和包含每分子具有8至22个碳原子的链烷烃，并且优选基本上每分子具有9至16个碳原子的链烷烃的第一烃馏分20；

71、- 用于将副产物转化成合成气的反应单元24，其适于转化第一气体ft流出物13的至少一部分15、第二烃馏分23和任选地至少部分包含第二气体ft流出物16和/或至少部分包含第三气体流出物22的气体料流17，以产生富含一氧化碳和氢气的第二合成气25，并将第二合成气25送至二氧化碳分离单元6。

72、该方法的原料

73、根据一个或多个实施方案，富含二氧化碳的原料1可以来源于二氧化碳捕获单元，其以来自炼油厂、焚化炉、石化单元、化学单元、热电厂、造纸厂、乙醇厂、炼糖厂、水泥厂、石灰生产单元或高炉的气体流出物为进料。根据一个或多个实施方案，富含二氧化碳的原料1包含至少50重量%的co2，优选至少70重量%的co2、至少90重量%的co2、至少95重量%的co2，如至少50重量%至99重量%的co2。在实践中，富含二氧化碳的原料1可以由co2组成（例如小于1000 ppm，实际上甚至小于100 ppm的杂质）。

74、根据一个或多个实施方案，原料1可以来源于以生物气、天然气、通过生物质或其它燃料的气化产生的合成气、炼厂气、生物质发酵气、水泥厂气和/或高炉气为进料的二氧化碳捕获单元。

75、原料1的二氧化碳也可以是空气中存在的二氧化碳。根据一个或多个实施方案，富含二氧化碳的原料1可以来源于直接空气捕获（dac）装置和/或来源于直接海洋捕获（doc）装置。

76、该方法所需的氢气(2、9、18)可以由水电解单元产生。用于水电解的电解槽技术是例如：碱性电解、质子交换膜（pem）电解、固体氧化物电解（soe）或阴离子交换膜（aem）电解。操作条件（温度、压力，电解质、电极和隔膜/膜的性质）因此是每种技术特有的：

77、碱性电解槽：

78、- 在60℃至90℃之间的温度，

79、- 在0.1 mpa至20 mpa之间，优选在0.1 mpa至4 mpa之间的压力，

80、- 包含koh的电解质，

81、- 包含金属合金的电极，

82、- 包含石棉、聚四氟乙烯和/或氧化镍的隔膜；

83、质子交换膜（pem）类型的电解槽：

84、- 在50℃至80℃之间的温度，

85、- 在0.1 mpa至20 mpa之间，优选在1.8 mpa至5.5 mpa之间的压力，

86、- 包含聚合物膜的电解质，

87、- 包含金属合金的电极；

88、固体氧化物电解槽（soe）：

89、- 在800℃至900℃之间的温度，

90、- 在0.1 mpa至2 mpa之间，优选在0.1 mpa至0.5 mpa之间的压力，

91、- 包含陶瓷（例如钙钛矿型）膜的电解质，

92、- 包含金属合金的电极；

93、阴离子交换膜（aem）类型的电解槽：

94、- 在50℃至70℃之间的温度，

95、- 在0.1 mpa至20 mpa之间，优选在0.1 mpa至3.5 mpa之间的压力，

96、- 包含聚合物膜的电解质，

97、- 包含金属合金的电极。

98、逆水煤气变换（rwgs）反应单元

99、rwgs反应单元3产生富含co，优选富含氢气，并含有未转化的二氧化碳的第一合成气4，并产生第一水流出物5。rwgs反应所需的第一氢气源2可以例如来源于水电解单元。

100、根据一个或多个实施方案，rwgs反应单元3包括至少一个在以下操作条件中的至少一个下使用的反应器：

101、- 在700℃至1200℃之间，优选在750℃至1100℃之间，并且再更优选在780℃至1050℃之间的温度；

102、- 在0.1 mpa至10 mpa之间，优选在0.1 mpa至5 mpa之间，并且更优选在0.1 mpa至3.5 mpa之间的压力；

103、- 在2000 sl/kgcata/h至40 000 sl/kgcata/h之间的反应器入口处的气体空速；

104、- 基于元素ni、cu、fe、co或贵金属如pt、pd、ru、ag和au的催化剂。根据一个或多个实施方案，用于rwgs反应的催化剂包含例如基于氧化铝、基于二氧化硅、基于二氧化硅-氧化铝或基于硅质氧化铝的载体。

105、根据一个或多个实施方案，调节rwgs反应单元的入口处的氢气量，以使第一合成气4中的h2/co摩尔比与费托单元的需要相容，即在0.5至4之间，优选在1至3之间，更优选在1.5至2.5之间。

106、根据一个或多个实施方案，离开(一个或多个) rwgs反应器的流出物的温度为至少700℃，优选至少750℃，非常优选至少780℃。

107、根据一个或多个实施方案，第一合成气4包含小于2摩尔%的水。

108、将第一合成气4送至二氧化碳分离单元6。根据一个或多个实施方案，第一合成气4在送至二氧化碳分离单元6之前可以压缩并随后任选冷却。

109、二氧化碳分离单元

110、在二氧化碳分离单元6中，处理第一合成气4和第二合成气25以产生：

111、- 贫化二氧化碳的气体流出物8；和

112、- 相对于合并的合成气4和25的二氧化碳含量，富含二氧化碳的气体流出物7。

113、为了分离co2，可以使用多种试剂，如溶剂和固体。优选地，二氧化碳分离单元6使用至少一种基于胺的化学溶剂和/或至少一种物理溶剂，如例如基于聚乙二醇二烷基醚或基于甲醇的物理溶剂，和/或变温物理吸附设备项目，和/或膜。

114、有利地，二氧化碳的分离使得可以限制费托反应单元10的原料中的二氧化碳含量。

115、一种普遍的二氧化碳分离技术基于吸收现象，即化学实体从气体到液体的转变。将含有杂质或待分离实体的气体送至塔，在此使其与液体溶剂接触，这两个料流有可能根据各种流体动力学配置使用（并流、错流或逆流，由于有利的热力学平衡的原因，后一种解决方案是优选的）。这种吸收使用包含化学溶剂或物理溶剂的吸收剂溶液进行，这种区别与被吸收的组分和溶剂之间是否存在化学反应有关。

116、为了使该方法的能量成本最小化，物理吸收是优选的；这在待分离实体的高分压的情况下特别合适。

117、在待分离实体的高稀释和低分压的情况下和/或在需要该实体的高回收率的情况下，或者最后，如果需要实现关于洗涤后的气体料流中该实体的最大允许浓度的严格规格，则化学吸收本身是优选的。因此，为了以高回收率分离二氧化碳以限制费托反应单元10中的二氧化碳含量，并且对于具有通常在3体积%至15体积%之间的低二氧化碳浓度值的气体流出物，通过例如使用含胺溶剂，例如烷醇胺类型的胺的化学吸收进行的洗涤是非常合适的。

118、目前常用的吸收剂溶液是包含一种或多种反应性的或表现出与酸性化合物的物理化学亲和性的化合物的水溶液。反应性化合物可以是例如但不限于胺（伯胺、仲胺、叔胺、环状或非环状胺、芳族或非芳族胺、饱和或不饱和胺）、烷醇胺、多胺、氨基酸、氨基酸的碱金属盐、酰胺、脲、碱金属的磷酸盐、碳酸盐或硼酸盐。根据一个或多个实施方案，吸收剂溶液是包含一种或多种具有胺官能团的反应性化合物的水溶液，并且所述化合物的结构描述在专利申请wo 2007/104 856的第6页第1行至第7页第3行中。

119、根据一个或多个实施方案，反应性化合物构成吸收剂溶液的总重量的10重量%至90重量%，优选20重量%至50重量%之间，非常优选25重量%至40重量%之间。

120、使用含胺溶剂的化学吸收基于酸碱平衡，低温促进碱性胺和酸性二氧化碳之间的反应，高温促进逆反应。因此，使用例如具有20-50重量%胺的水相的涉及胺的方法使用两个塔（未示出），其中溶剂从一个塔循环到另一个塔。在被称为吸收器的第一塔中，使待洗涤的料流（即合并的合成气4和25）在低温下与含胺溶剂接触。含胺溶剂流入该塔并捕获二氧化碳。在塔底，含胺溶剂（“富”溶剂）达到预定负载率，即捕获的二氧化碳的摩尔数与胺的摩尔数之间的比率；在塔顶，气体料流本身以预定的规格离开，即二氧化碳含量例如接近待洗涤料流中的初始含量的1/10倍至1/100倍。将富溶剂送至被称为再生器的第二塔，其操作类似于在高温下操作的蒸馏塔。再生的含胺溶剂（“贫”溶剂）本身可以送回吸收器。含胺溶剂因此在闭环中从一个塔连续循环到另一个塔，优选通过原料/流出物热交换器，以使得可以冷却贫溶剂并预热富溶剂，同时在该方法的规模下节省能量。

121、根据一个或多个实施方案，再生器在塔底部在90℃至250℃之间，优选110℃至240℃之间，非常优选120℃至200℃之间的高温下运行。

122、从再生器释放的富含二氧化碳的气体流出物7然后送至rwgs反应单元3。根据一个或多个实施方案，富含二氧化碳的气体流出物7包含至少90体积%的二氧化碳，优选至少95体积%的二氧化碳，非常优选至少98体积%的二氧化碳。根据一个或多个实施方案，富含二氧化碳的气体流出物7在离开二氧化碳分离单元6时表现出在20℃至250℃之间，优选在30℃至200℃之间，非常优选在40℃至150℃之间的温度。根据一个或多个实施方案，富含二氧化碳的气体流出物7在离开二氧化碳分离单元6时表现出在0.1 mpa至4 mpa之间，优选在0.1mpa至3.5 mpa之间，非常优选在0.1 mpa至3 mpa之间的压力。

123、通过溶剂分离二氧化碳的一个基本方面是分离剂的再生阶段。根据吸收类型（物理和/或化学），通常设想通过膨胀和/或通过蒸馏和/或通过被称为“汽提气体”的汽化气体夹带而再生。

124、目前常用的溶剂的主要限制之一是需要使用高流量的吸收剂溶液，这导致溶剂再生的高能量消耗，以及设备项目（塔、泵等）的大尺寸。在二氧化碳分压低的情况下特别如此。这样的能量消耗代表了二氧化碳分离方法的相当大的操作成本。再生能量取决于胺的性质和二氧化碳分压，并且通常为1 gj/t至4 gj/t分离的二氧化碳。

125、另一种可能的实施方式基于借助对二氧化碳表现出强化学亲和性的固体吸附剂的吸附原理。为了确保连续运行模式，该方法用多个并联的反应器运行。二氧化碳吸附在固体吸附剂上并且待处理的料流（即，合成气4 + 25）随着其前进通过固体床而变得贫化，并且在出口处，该料流含有很少或不含二氧化碳。然而，固体吸附剂逐渐变得饱和，并且无法再吸附二氧化碳。然后将待处理的料流送至另一个含有未被二氧化碳饱和的固体吸附剂的反应器，并且继续进行捕获操作。同时，被二氧化碳饱和的反应器构成再生操作的对象：

126、– 通过温度的升高；随之称为变温吸附（tsa）；和

127、– 通过置于部分真空下；随之称为变压吸附（或vpsa，即真空变压吸附，或简称为vsa或psa，任选在促进解吸的气体存在下）。

128、tsa工艺的障碍是再生所需的大量热。

129、根据一个或多个实施方案，用于捕获二氧化碳的固体吸附剂选自以下化合物：活性炭、沸石、氧化铝、二氧化硅、具有或不具有浸渍胺的合成纤维、金属有机框架（mof）型固体或负载型碱性碳酸盐。在从空气中捕获二氧化碳的情况下越来越多地使用这些固体吸附剂。在这些情况下，具有物理吸附的吸附剂，例如沸石上的再生能量为大约0.6至0.9 gj/t二氧化碳。对于固体负载型胺，再生能量为5.4至7.2 gj/t二氧化碳。

130、用于分离二氧化碳的另一种可能的实施方式是膜分离。膜分离工艺最初并未被广泛推荐用于燃烧后的二氧化碳分离，在化学溶剂中的气-液吸收工艺被认为是用于进行这一操作的最成熟和最合适的技术。然而，最新的技术使得可以用膜（致密聚合物、无机材料、杂化基质、液体膜）经济地分离二氧化碳。可以参考综述文章：oil gas sci. technol. –rev. ifp energies nouvelles, 第69卷, 第6期, 2014年11月-12月。主要性能品质是捕获率和大于90%的二氧化碳纯度。

131、将贫化二氧化碳的气体流出物8送至费托反应单元10。贫化二氧化碳的气体流出物8在送至费托反应单元10之前可以压缩。

132、将富含二氧化碳的气体流出物7送至rwgs反应单元3。富含二氧化碳的气体流出物7在送至rwgs反应单元3之前可以压缩。

133、费托合成反应单元

134、根据本发明，在费托反应单元10中，存在于贫化二氧化碳的气体流出物8中的一氧化碳和氢气反应以产生烃流出物11、富含co、h2、co2和每分子具有1至5个碳原子的烃的第一气体ft流出物13、任选地富含每分子具有1至5个碳原子的烃的第二气体ft流出物16和第二水流出物12。

135、根据一个或多个实施方案，送至费托反应单元10的贫化二氧化碳的气体流出物8包含一氧化碳和氢气，其中h2/co摩尔比在0.5至4之间，优选在1至3之间，更优选在1.5至2.5之间。根据一个或多个实施方案，调节费托反应单元10的上游（例如入口处）的氢气量，例如借助第二氢气源9，以使h2/co摩尔比如上文定义。

136、费托反应单元10使用一个或多个合适的反应器，其技术是本领域技术人员已知的。其可以涉及例如一个或多个多管式固定床反应器，或一个或多个淤浆鼓泡塔型反应器，或一个或多个微通道反应器。

137、根据一个或多个实施方案，费托反应单元使用一个或多个鼓泡塔型反应器。由于该合成是高度放热的，这一实施方案尤其使得可以改进反应器的热控制并造成仅很小的压降。

138、该费托合成中使用的催化剂通常是本领域技术人员已知的使得可以进行费托合成的任何催化固体。根据一个或多个实施方案，费托合成中使用的催化剂包含钴或铁，优选钴。所用催化剂通常是负载型催化剂。载体可以例如基于氧化铝、基于二氧化硅、基于二氧化硅-氧化铝、基于硅质氧化铝或基于钛。

139、根据一个或多个实施方案，费托反应单元10包括至少一个在以下操作条件中的至少一个下使用的反应器：

140、- 在170℃至280℃之间，优选在190℃至260℃之间，并且优选在210℃至240℃之间的温度，

141、- 在1.0 mpa至6.0 mpa之间，优选在1.5 mpa至3.5 mpa之间，并且优选在2.0 mpa至3.0 mpa之间的绝对压力。

142、根据一个或多个实施方案，费托反应单元10适于通过在位于费托反应单元10内的热交换器中汽化水（未示出）来产生蒸汽，以使得可以除去来自费托反应（其为放热反应）的热。

143、根据一个或多个实施方案，在ft反应器的出口处获得的ft流出物在第一阶段中分离，例如气-液-液分离，以产生第一气体ft流出物13和第二水流出物12以及液体流出物，后者在第二阶段中分离，例如通过蒸馏，以产生烃流出物11和第二气体ft流出物16。根据一个或多个实施方案，在ft反应器的出口处获得的ft流出物在一个阶段中分离以产生第一气体ft流出物13、第二水流出物12以及烃流出物11。

144、根据一个或多个实施方案，烃流出物11包含：由气态烃在费托反应的操作条件下的缩合产生的正链烷烃、烯烃和氧基化合物。根据一个或多个实施方案，烃流出物11包含每分子含有至少5个碳原子，优选至少6个碳原子的烃化合物。

145、根据一个或多个实施方案，烃流出物11包含小于5重量%的水，优选小于2重量%的水，非常优选小于1重量%的水。

146、根据一个或多个实施方案，第二水流出物12由费托合成产生，并且来自气态水在费托反应的操作条件下的冷凝。

147、根据一个或多个实施方案，第一气体ft流出物13包含未转化的合成气、二氧化碳和气态烃，如c1至c5链烷烃（气态烃的主要部分 – 例如至少50重量%）、c2至c5烯烃和c1至c5氧基化合物。

148、将第一气体ft流出物13的至少一部分15送至用于将副产物转化成合成气的反应单元24。根据一个或多个实施方案，排出第一气体ft流出物13的一部分14以避免惰性化合物，例如氮气在该方法中的积聚。

149、根据一个或多个实施方案，将第二气体ft流出物16的至少一部分经由气体料流17送至用于将副产物转化成合成气的反应单元24。根据一个或多个实施方案，气体料流17主要包含（即至少50重量%）烃，如每分子具有1至5个碳原子的链烷烃。根据一个或多个实施方案，从该方法中提取第二气体ft流出物16的至少一部分，例如用于产生能量。

150、加氢转化反应单元（加氢处理和/或加氢裂化和/或加氢异构化单元）

151、在加氢转化反应单元19中，烃流出物11和第三氢气源18反应以至少产生：

152、- 包含每分子具有1至5个碳原子的烃的第三气体流出物22，

153、- 包含每分子具有4至8个碳原子的链烷烃的第二烃馏分23，

154、- 包含每分子具有8至22个碳原子的链烷烃，并且优选基本上每分子具有9至16个碳原子的链烷烃的第一烃馏分20，和

155、- 任选地第三水流出物21。

156、将烃流出物11送至加氢转化反应单元19以进行加氢处理和/或加氢裂化和/或加氢异构化反应。在离开加氢转化反应单元19后，可以将第一烃馏分20提质，特别是得到非常高品质（基本不含硫、芳烃、氮）的合成燃料，即汽油、煤油、瓦斯油和/或其它烃产品，如石脑油或润滑剂基础油。一种可能的选择是生产链烷烃馏分，石油化学工艺的基础产品，例如生产旨在用于生产直链烷基苯（lab）的c10-c13馏分，或用于各种工业应用的蜡。

157、根据一个或多个实施方案，第一烃馏分20主要包含每分子具有8至22个碳原子的烃（例如，至少50重量%，优选至少70重量%，非常优选至少90重量%），如直链和/或支链的c9至c16链烷烃。

158、根据一个或多个实施方案，第三气体流出物22主要包含每分子具有1至5个碳原子的烃（例如，至少50重量%，优选至少70重量%，非常优选至少90重量%），如直链和/或支链的c1至c5链烷烃。根据一个或多个实施方案，将第三气体流出物22的至少一部分经由气体料流17送至用于将副产物转化成合成气的反应单元24。根据一个或多个实施方案，从该方法中提取第三气体流出物22的至少一部分，例如用于产生能量。

159、根据一个或多个实施方案，第二烃馏分23主要包含每分子具有4至8个碳原子的烃（例如，至少50重量%，优选至少70重量%，非常优选至少90重量%），如直链和/或支链的c4至c8链烷烃。将第二烃馏分23的至少一部分送至用于将副产物转化成合成气的反应单元24。

160、根据一个或多个实施方案，加氢转化反应单元19包括至少一个在以下操作条件中的至少一个下使用的反应器：

161、- 在200℃至500℃之间，更优选在280℃至450℃之间，并且再更优选在300℃至420℃之间的温度；

162、- 在0.2 mpa至15 mpa之间，优选在0.5 mpa至12 mpa之间，并且更优选在1 mpa至10 mpa之间的压力；

163、- 在0.1 h-1至10 h-1之间，优选在0.2 h-1至7 h-1之间，并且更优选在0.5 h-1至5h-1之间的空速，被定义为在环境温度和环境压力下的原料体积流量与催化剂体积的比率；

164、- 在70至2000标准升的氢气/升原料/小时之间，并且优选在150至1500标准升的氢气/升原料之间，并且更优选在300至1500标准升的氢气/升原料之间的氢气流量。

165、根据一个或多个实施方案，加氢处理和/或加氢裂化和/或加氢异构化催化剂包含选自周期表第vib族和第viiib族金属的至少一种加氢-脱氢金属和/或至少一种作为布朗斯台德酸的固体，即可以释放一个或多个质子的固体，和任选地粘合剂。

166、在本说明书中，化学元素的族默认根据cas分类给出（crc handbook ofchemistry and physics, 由crc press出版, 主编d.r. lide, 第81版, 2000-2001）。例如，根据cas分类的第viiib族对应于根据新iupac分类的第8、9和10列的金属；根据cas分类的第vib族对应于根据新iupac分类的第6列的金属。

167、根据一个或多个实施方案，加氢处理和/或加氢裂化和/或加氢异构化催化剂包含至少一种第viiib族贵金属，其选自单独或作为混合物的钌、铑、钯、锇、铱和铂，并且优选选自单独或作为混合物的铂和钯，并且优选以它们的还原形式使用。

168、根据一个或多个实施方案，加氢处理和/或加氢裂化和/或加氢异构化催化剂包含：至少一种选自镍、钼、钨、钴、钌、铟、钯和铂的金属；至少一种选自氧化铝、氧化硼、氧化镁、氧化锆、氧化钛和粘土的载体。根据一个或多个实施方案，载体选自氧化铝、二氧化硅-氧化铝、硅质氧化铝、二氧化硅和沸石。

169、根据一个或多个实施方案，加氢处理和/或加氢裂化和/或加氢异构化催化剂包含至少一种选自镍和钴的第viiib族金属和/或至少一种选自钼和钨的第vib族金属，并且优选以它们的硫化物形式使用。

170、根据一个或多个实施方案，在所述加氢处理和/或加氢裂化和/或加氢异构化催化剂包含至少一种第viiib族贵金属的情况下，相对于成品催化剂计，以元素表示，所述催化剂的贵金属含量在0.01重量%至5重量%之间，优选在0.05重量%至4重量%之间，并且非常优选在0.10重量%至2重量%之间。

171、根据一个或多个实施方案，在所述加氢处理和/或加氢裂化和/或加氢异构化催化剂包含至少一种第vib族金属和/或至少一种选自镍和钴的第viiib族非贵金属的情况下，所述催化剂的第vib族金属的含量以氧化物当量计相对于成品催化剂计在5重量%至40重量%之间，优选在10重量%至35重量%之间，并且所述催化剂中的第viiib族金属的含量以氧化物当量计相对于成品催化剂计在0.5重量%至15重量%之间，优选在1重量%至10重量%之间，优选在1重量%至8重量%之间，并且非常优选在1.5重量%至6重量%之间。

172、根据一个或多个实施方案，加氢处理和/或加氢裂化和/或加氢异构化催化剂包含至少一种贵金属和载体或由至少一种贵金属和载体组成，所述载体包含至少一种沸石和至少一种粘合剂或由至少一种沸石和至少一种粘合剂组成。

173、根据一个或多个实施方案，基于沸石的加氢处理和/或加氢裂化和/或加氢异构化催化剂有利地为双功能类型，即其具有加氢-脱氢功能和加氢异构化功能。

174、用于将副产物转化成合成气的反应单元

175、根据本发明，将来自费托反应单元的气体流出物13的至少一部分15和获自加氢转化的第二烃馏分23的至少一部分送至用于将副产物转化成合成气的反应单元24，其中将烃化合物（即链烷烃、烯烃、氧基化合物）至少部分地转化，以产生包含（优选主要，实际上甚至基本上）一氧化碳和氢气的第二合成气25。根据一个或多个实施方案，由用于将副产物转化成合成气的反应单元24产生第四水流出物（图中未示出）。

176、本领域技术人员已知的各种催化和非催化方法可用于转化存在于第一气体ft流出物13和第二烃馏分23中的副产物并产生第二合成气25：

177、- 蒸汽甲烷重整（smr）；

178、- 部分氧化（pox），其可以是催化的或热的；

179、- 自热重整（atr）；

180、- 组合重整（cr）；和

181、- 干重整（甲烷的干重整或drm）。

182、蒸汽甲烷重整（smr）

183、蒸汽甲烷重整（smr）包括在过量蒸汽存在下使烃原料（气体、石脑油）在催化剂上反应以获得富含co和h2的合成气。这种反应是吸热的和平衡的，并且可以概括为1 ch4和1h2o产生1 co和3 h2（例如在甲烷的情况下）。

184、蒸汽甲烷重整通常通过使添加有蒸汽的原料循环经过填充有催化剂的管来进行，所述催化剂通常为镍催化剂，例如包含沉积在主要（即至少50重量%）包含氧化铝、或氧化铝与一种或多种其它耐火化合物的混合物的载体上的5重量%至30重量%的镍。所述管通常在管式炉中通过辐射加热。

185、过量的蒸汽用于限制碳沉积并提高转化率。

186、这种方法非常适合气体原料，特别是天然气，但也适合石脑油。通过高温来促进蒸汽甲烷重整反应，并且通常在炉中进行。该反应所需的热通过燃料（例如天然气或烃原料）在蒸汽甲烷重整炉中用空气燃烧而产生。

187、通过蒸汽甲烷重整反应获得的合成气主要（即至少50重量%）含有氢气、一氧化碳、二氧化碳以及蒸汽和未转化的烃原料。

188、蒸汽甲烷重整通常在600℃至900℃之间的温度下和在可高达2.5 mpa的压力下进行，但也可以在高于900℃的温度下进行。

189、随后将离开蒸汽甲烷重整炉的合成气冷却，并将冷凝水与合成气分离。离开蒸汽甲烷重整炉的合成气的冷却可以在产生蒸汽的交换器中进行。

190、关于蒸汽甲烷重整方法的其它技术细节可见于参考著作：“conversionprocesses”, p. leprince, editions technip, 2001, paris 15th arrondissement,第455-495页。

191、根据一个或多个实施方案，用于将副产物转化成合成气的反应单元24包含蒸汽甲烷重整单元和用于冷却合成气并用于分离冷凝水的区段，所述蒸汽甲烷重整单元包括至少一个在以下操作条件中的至少一个下使用的反应器：

192、- 在0.1 mpa至4 mpa之间，并且优选在1 mpa至3 mpa之间的绝对压力；

193、- 在600℃至1500℃之间，优选在700℃至900℃之间的温度；和

194、- 存在包含镍的催化剂。

195、部分氧化（pox）

196、部分氧化（pcx），有时称为部分氧化气化，是使用低于形成二氧化碳和蒸汽的化学计量量的氧气量的燃烧形式。部分氧化是轻微放热的，并且可用作蒸汽甲烷重整的替代方案以生产合成气。部分氧化可以处理轻质烃原料、重质烃原料、沥青和石油焦，以及煤和生物质（例如木材、绿色垃圾等）。部分氧化优选在高温（例如在1100℃至1500℃之间）、1 mpa至9 mpa之间或更高的压力下、在几乎纯氧（纯度大于98体积%）存在下进行。部分氧化反应本身对应于1 ch4和0.5 o2之间的反应以产生1 co和2 h2（例如在甲烷的情况下）。部分氧化是在原料和氧气预先预热至例如250℃的情况下使气体混合物达到1100℃至1500℃之间的温度的反应。高温使得可以转化几乎所有的原料并防止形成烟灰。通常使用的氧气量对应于完全氧化成co2和水所需的化学计量氧气的35%。

197、为了控制绝热火焰温度（其在空气的情况下可升至1900℃，并且在95% o2的情况下可升至2800℃），可以使用惰性气体，如例如蒸汽或二氧化碳。蒸汽的加入将提高产生的合成气中的h2与co摩尔比，而二氧化碳的加入将降低产生的合成气中的h2与co摩尔比。

198、随后将离开部分氧化反应器的合成气冷却，并将冷凝水与合成气分离。离开部分氧化反应器的合成气的冷却可以在产生蒸汽的交换器中进行。

199、工业部分氧化方法是本领域技术人员公知的，该方法由shell、texaco、basf-lurgi、air liquide等销售。参见例如百科全书ullmann’s encyclopedia of industrialchemistry的章节：hydrogen, 2. production（第249页，第18卷）和carbon monoxide（第679页，第6卷）。

200、关于部分氧化方法的其它技术细节可见于参考著作：“conversion processes”,p. leprince, editions technip, 2001, paris 15th arrondissement, 第455-495页。

201、根据一个或多个实施方案，用于将副产物转化成合成气的反应单元24包含优选以获得烃混合物的氧化并使第二合成气25中具有最大一氧化碳浓度的氧气化学计量运行的部分氧化单元。

202、根据一个或多个实施方案，用于将副产物转化成合成气的反应单元24包含以调节至在部分氧化室中具有所需温度并使第二合成气25中的轻质烃含量最小化的氧气流量运行的部分氧化单元。

203、根据一个或多个实施方案，用于将副产物转化成合成气的反应单元24包含非催化部分氧化单元，随后是用于冷却合成气并用于分离冷凝水的区段，所述部分氧化单元包括至少一个在以下操作条件中的至少一个下使用的反应器：

204、- 在0.1 mpa至9 mpa之间，并且优选在0.1 mpa至4 mpa之间的绝对压力；

205、- 在600℃至2000℃之间，优选在800℃至1700℃之间，并且优选在1100℃至1500℃之间的温度；和

206、- 存在用于燃烧的氧气，其中充氧率在0.2至0.6之间，优选在0.25至0.5之间，以促进一氧化碳的形成。充氧率被定义为注入的氧气的摩尔流量与用于所有烃的完全氧化的理论氧气流量的比率。

207、根据一个或多个实施方案，用于将副产物转化成合成气的反应单元24包含催化部分氧化单元，随后是用于冷却合成气并用于分离冷凝水的区段，所述部分氧化单元包括至少一个在以下操作条件中的至少一个下使用的反应器：

208、- 在0.1 mpa至9 mpa之间，并且优选在0.1 mpa至4 mpa之间的绝对压力；

209、- 在600℃至2000℃之间，优选在800℃至1700℃之间，并且优选在900℃至1500℃之间的温度；和

210、- 存在用于燃烧的氧气，其中充氧率在0.2至0.6之间，优选在0.25至0.5之间，以促进一氧化碳的形成。充氧率被定义为注入的氧气的摩尔流量与用于所有烃的完全氧化的理论氧气流量的比率；

211、- 存在含有贵金属，如铑或镍或镍合金的催化剂。

212、自热重整（atr）

213、自热重整（atr），也称为催化部分氧化，包括部分氧化和紧接着在高温绝热条件下，例如在900℃-1000℃的出口温度范围的催化蒸汽甲烷重整。自热重整可以通过将非催化部分氧化与催化蒸汽甲烷重整组合在单个反应器中来严格控制合成气的最终组成。其消耗的氧气少于部分氧化，但需要催化床。与蒸汽甲烷重整一样，自热重整只能处理轻质原料（气体、石脑油）。自热重整反应对应于1 ch4、0.25 o2和0.5 h2o之间的反应以产生1 co和2.5 h2（例如在甲烷的情况下）。在自热重整方法中，将烃原料与蒸汽混合，且然后在引入自热反应器之前任选在炉中加热。也将氧气引入自热反应器。该反应所需的热由原料与氧气的部分燃烧供应。原料在通常3 mpa至10 mpa之间的压力下进入反应器。

214、自热重整反应器包括两个连续的区：对应于燃烧室的第一区和具有催化床的第二区。在燃烧室中，用氧气燃烧器进行烃原料的部分氧化。在第二区中，在燃烧室中产生的合成气穿过催化床，在其中发生蒸汽甲烷重整反应。

215、随后将离开自热重整反应器的合成气冷却，并将冷凝水与合成气分离。离开自热重整反应器的合成气的冷却可以在产生蒸汽的交换器中进行。

216、关于自热重整方法的其它技术细节可见于参考著作：“conversion processes”,p. leprince, editions technip, 2001, paris 15th arrondissement, 第455-495页。

217、根据一个或多个实施方案，用于将副产物转化成合成气的反应单元24包含自热重整单元，随后是用于冷却合成气并用于分离冷凝水的区段，所述自热重整单元包括至少一个在以下操作条件中的至少一个下使用的反应器：

218、- 在0.1 mpa至10 mpa之间，并且优选在1 mpa至4 mpa之间的绝对压力；

219、- 在800℃至1100℃之间，优选在900℃至1000℃之间的温度；和

220、- 存在基于贵金属、镍或镍合金的催化剂。

221、组合重整（cr）

222、组合重整（cr）或两段重整包含与其中添加氧气的第二自热重整器（重整反应器）串联组合的第一管式蒸汽重整器（蒸汽甲烷重整炉）。可以将一部分原料直接送至第二自热重整器。

223、与蒸汽重整一样，将原料与蒸汽混合，且然后在进入蒸汽甲烷重整炉之前预热至大约500℃。将富含未转化原料的离开重整炉的合成气与氧气混合并送至自热重整反应器。离开自热重整反应器的合成气具有在900℃至1000℃之间的温度。随后将离开自热重整反应器的合成气冷却，并将冷凝水与合成气分离。离开自热重整反应器的合成气的冷却可以在产生蒸汽的交换器中进行。

224、根据一个或多个实施方案，用于将副产物转化成合成气的反应单元24包含组合重整单元，随后是用于冷却合成气并用于分离冷凝水的区段，所述组合重整单元包括至少一个在以下操作条件中的至少一个下使用的反应器：

225、- 在0.1 mpa至10 mpa之间，并且优选在1 mpa至4 mpa之间的绝对压力；

226、- 在800℃至1100℃之间，优选在900℃至1000℃之间的温度；和

227、- 存在基于贵金属、镍或镍合金的催化剂。

228、干重整（drm）

229、干重整，也称为二氧化碳重整，对应于1 ch4和1 co2之间的反应以产生2 co和2 h2（例如在甲烷的情况下）。术语“二氧化碳重整”源于二氧化碳代替常规蒸汽甲烷重整的蒸汽的事实。如果目标合成气是具有大约1的低h2与co摩尔比的合成气，干重整是特别有利的。干重整通常在900℃至1000℃之间的温度下和在0.1 mpa至4 mpa之间的运行压力下运行。所用的催化剂是基于贵金属、镍或镍合金的催化剂。

230、随后将离开干重整反应器的合成气冷却，并将冷凝水与合成气分离。离开干重整反应器的合成气的冷却可以在产生蒸汽的交换器中进行。

231、根据一个或多个实施方案，用于将副产物转化成合成气的反应单元24包含干重整单元，随后是用于冷却合成气并用于分离冷凝水的区段，所述干重整单元包括至少一个在以下操作条件中的至少一个下使用的反应器：

232、- 在0.1 mpa至10 mpa之间，并且优选在0.1 mpa至4 mpa之间的绝对压力；

233、- 在800℃至1100℃之间，优选在900℃至1000℃之间的温度；和

234、- 存在基于贵金属、镍或镍合金的催化剂。

235、根据一个或多个实施方案，在用于将副产物转化成合成气的反应单元24中产生的第二合成气25表现出在0.1 mpa至9 mpa之间，优选在0.1 mpa至4 mpa之间的绝对压力。

236、根据一个或多个实施方案，用于将副产物转化成合成气的反应单元24经由一个或多个热交换向rwgs反应单元3和/或向二氧化碳分离单元6供应所需的热。

237、根据一个或多个实施方案，用于将副产物转化成合成气的反应单元24适于通过水（未示出）和离开用于将副产物转化成合成气的反应器的流出物之间的（间接）热交换产生蒸汽，以便任选地向二氧化碳分离单元6供应热能。

238、根据一个或多个实施方案，向用于将副产物转化成合成气的反应单元24供入氧气料流，其例如通过水的电解或从空气中分离获得。

239、根据一个或多个实施方案，向用于将副产物转化成合成气的反应单元24供入蒸汽和/或二氧化碳。

240、有利地，用于将副产物转化成合成气的反应单元24使得可以将该方法的基本上所有烃副产物转化成co，并由此以所需产物的形式将它们提质。因此，根据本发明的方法的所需产物的产率得到改进。

241、将离开用于将副产物转化成合成气的反应单元24的第二合成气25送至二氧化碳分离单元6。第二合成气25在送至二氧化碳分离单元6之前可以压缩并随后任选冷却。

242、流出物纯化单元（任选）

243、根据一个或多个实施方案，富含二氧化碳的原料1和/或富含二氧化碳的气体流出物7在引入rwgs反应单元3之前单独地或在混合之后进行纯化。

244、根据一个或多个实施方案，贫化二氧化碳的气体流出物8在引入费托反应单元10之前进行纯化。

245、流出物纯化阶段旨在至少部分除去硫化合物、氮化合物、卤素、重金属和过渡金属。用于纯化气体的主要技术是：吸附、吸收和催化反应。

246、实施例

247、各种实施例涉及根据本发明或非根据本发明的序列，其目的是从流量为37.3吨/小时的二氧化碳原料开始生产每分子具有9至16个碳原子的链烷烃。

248、实施例1: 非根据本发明

249、实施例1并非根据如图1所示的本发明。实施例1例示了用于转化co2的装置，其包括：

250、- rwgs反应单元3，向其供入co21和第一氢气源2，并且其产生富含co和h2的第一合成气4和第一水流出物5；

251、- 二氧化碳分离单元6，其从合成气4和25开始产生贫化co2的气体流出物8和富含co2的气体流出物7；将富含co2的气体流出物7再循环至rwgs反应单元3的入口；

252、- 费托反应单元10，向其供入贫化co2的气体流出物8和第二氢气源9，并且其产生烃流出物11、第二水流出物12、富含co、h2、co2和烃的第一气体ft流出物13和富含烃的第二气体ft流出物16；

253、- 加氢转化反应单元19（加氢处理和/或加氢裂化和/或加氢异构化单元），向其供入烃流出物11和第三氢气源18，并且其产生第一烃馏分20、第三水流出物21、第三气体流出物22和第二烃馏分23；

254、- 部分氧化类型的用于将副产物转化成合成气的反应单元24，向其供入氧气、第一气体ft流出物13的一部分15和包含气体流出物16和22的混合物的气体料流17，并且其产生第二合成气25，将其送至二氧化碳分离单元6的入口。

255、在实施例1中，没有将包含每分子具有4至8个碳原子的链烷烃的第二烃馏分23送至部分氧化类型的用于将副产物转化成合成气的反应单元24。

256、表1总结了整个方法的入口和出口吞吐量。

257、表1

258、。

259、在实施例1中产生的每分子具有9至16个碳原子的链烷烃的吞吐量为8.9吨/小时，即相对于co2原料的产率为24重量%。

260、实施例2：根据本发明

261、实施例2根据如图1所示的本发明。实施例2例示了用于转化co2的装置，其包括：

262、- rwgs反应单元3，向其供入co21和第一氢气源2，并且其产生富含co和h2的第一合成气4和第一水流出物5；

263、- 二氧化碳分离单元6，其从合成气4和25开始产生贫化co2的气体流出物8和富含co2的气体流出物7；将富含co2的气体流出物7再循环至rwgs反应单元3的入口；

264、- 费托反应单元10，向其供入贫化co2的气体流出物8和第二氢气源9，并且其产生烃流出物11、第二水流出物12、富含co、h2、co2和烃的第一气体ft流出物13和富含烃的第二气体ft流出物16；

265、- 加氢转化反应单元19（加氢处理和/或加氢裂化和/或加氢异构化单元），向其供入烃流出物11和第三氢气源18，并且其产生第一烃馏分20、第三水流出物21、第三气体流出物22和第二烃馏分23；

266、- 部分氧化类型的用于将副产物转化成合成气的反应单元24，向其供入氧气、第一气体ft流出物13的一部分15、包含气体流出物16和22的混合物的气体料流17和第二烃馏分23，并且其产生第二合成气25，将其送至二氧化碳分离单元6的入口。

267、不同于实施例1，在实施例2中，将第二烃馏分23送至部分氧化类型的用于将副产物转化成合成气的反应单元24，以在其中转化成co和h2，优选主要转化成co和h2，以产生包含至少50重量%的co和h2的第二合成气25。

268、表2总结了整个方法的入口和出口吞吐量。

269、表2

270、。

271、在根据本发明的实施例2中产生的每分子具有9至16个碳原子的链烷烃的吞吐量为11.8吨/小时，即相对于实施例1增加33%，并且相对于co2原料的产率为32重量%。